JPH11509209A

JPH11509209A - Distillation method for removing CFC-115 and hydrofluoric acid from HFC-125

Info

Publication number: JPH11509209A
Application number: JP9506063A
Authority: JP
Inventors: ミラー，ラルフ・ニユートン; マーラー，バリー・アシヤー; ナツパ，マリオ・ジヨセフ; キヤシー，マーク・アンドリユー
Original assignee: イー・アイ・デユポン・ドウ・ヌムール・アンド・カンパニー
Priority date: 1995-07-14
Filing date: 1996-07-12
Publication date: 1999-08-17
Also published as: EP0840719A1; WO1997003936A1; CN1084720C; CN1196037A; DE69623781T2; DE69632418T2; US6156161A; KR19990028943A; AU6457796A; ES2219225T3; BR9609821A; JP2007091762A; DE69632418D1; CA2226673A1; DE69623781D1; EP0840719B1; ES2183964T3; MX9800409A

Abstract

(57)【要約】共沸又は抽出蒸留によって、クロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）、ジフルオロメタン（ＨＦＣ−３２）、ペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）を含んで成る混合物から、又はこれらの化合物の混合物からＣＦＣ−１１５を除去するための方法を開示する。 (57) [Summary] CFC-115 from a mixture comprising chloropentafluoroethane (CFC-115), difluoromethane (HFC-32), pentafluoroethane (HFC-125) or from a mixture of these compounds by azeotropic or extractive distillation A method for removing is disclosed.

Description

【発明の詳細な説明】ＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５及びフッ化水素酸を除去するための蒸留方法これは、それの開示を参照によって本明細書中に加入する、“ペンタフルオロエタン及びその他のフルオロカーボンからクロロペンタフルオロエタンを除去するための共沸様蒸留方法”という名称でそしてＭａｈｌｅｒらの名前で１９９５年７月１４日に出願された米国仮（Ｐｒｏｖｉｓｉｏｎａｌ）特許出願連番第６０／００１，１５６号を基にしている通常（ｎｏｎ−ｐｒｏｖｉｓｉｏｎａｌ）特許である。発明の分野本発明は、蒸留方法によってクロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）及び／又はフッ化水素酸（ＨＦ）及びペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）を含んで成る混合物からクロロペンタフルオロエタン及び／又はフッ化水素酸を分離するための方法に関し、この方法においては、ジフルオロメタン（ＨＦＣ− ３２）を前記混合物に添加するか、若しくは前記混合物と共に共同製造するか、及び／又はこの方法においては、ＨＦＣ−３２を抽出蒸留における抽出剤として使用する。本発明はまた、ペンタフルオロエタン及びジフルオロメタン前駆体を含む混合物を触媒の存在の間にフッ化水素と接触させること、並びに生成する共同製造された混合物からあり得るクロロペンタフルオロエタン及び／又はフッ化水素を蒸留方法によって分離することによって、ペンタフルオロエタン及びジフルオロメタンを含んで成る混合物を共同製造するための方法に関する。発明の背景ＣＦＣとしても知られている全ハロゲン化クロロフルオロカーボンによるあり得る損傷から大気圏オゾン層を保護するために、新しい規制が立案された。ペンタフルオロエタン（ＣＨＦ２−ＣＦ３即ちＨＦＣ−１２５）は、有用な塩素不含有フルオロカーボンであり、そしてそれは、他の用途の中でも冷媒、発泡剤、噴射剤、消火剤、滅菌剤キャリヤーガスとしての使用のために殊に望ましい。ペンタフルオロエタンは、ペルクロロエチレン（ペルクレン即ちＣＣｌ２＝ＣＣｌ２）をクロロフルオロ化してトリクロロトリフルオロエタン（ＣＦ２Ｃｌ− ＣＦＣｌ２即ちＣＦＣ−１１３）、ジクロロテトラフルオロエタン（ＣＦ２Ｃｌ −ＣＦ２Ｃｌ即ちＣＦＣ−１１４）及びジクロロトリフルオロエタン（ＣＨＣｌ２−ＣＦ３即ちＨＣＦＣ−１２３）を含む混合物を製造し、その後でトリクロロトリフルオロエタンを除去すること、並びに、残りの混合物をフッ素化してペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）、クロロペンタフルオロエタン（ＣＦ３− ＣＦ２Ｃｌ即ちＣＦＣ−１１５）、及びもっと小量のその他のフッ素化化合物、例えば、ヘキサフルオロエタン（ＣＦ３−ＣＦ３即ちＦＣ−１１６）を含む混合物を製造することによって製造することができる。このようなクロロフルオロ化方法は米国特許第３，７５５，４７７号中に述べられている。ペンタフルオロエタンをクロロペンタフルオロエタンと一緒に作るための種々のその他の方法が、知られていてそして、例えば、米国特許第３，２５８，５００号、第５，３３４，７８７号及び第５，３９９，５４９号、日本特許出願公開第ＪＰ０３／０９９０２６号、第ＪＰ０４／０２９９４１号、ヨーロッパ特許出願公開第０５０６５２５号、並びに世界知的所有権機構（Ｏｒｇａｎｉｚａｔｉｏｎ）公開第ＷＯ９１／０５７５２号中に述べられている。ＨＦＣ−１２５中のクロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）の存在は、ＣＦＣ−１１５がクロロフルオロカーボン（ＣＦＣ）でありそして、それ故、オゾン層を害する可能性があると信じられるので、好ましくないと考えられる。しかしながら、ＣＦＣ−１１５の除去は、ペンタフルオロエタンとクロロペンタフルオロエタンの沸点が比較的近く、即ち、それぞれ約−４８．５℃及び−３８．７℃であり、そしてある種の条件下では既知の共沸又は共沸様組成物を形成するので、困難である。上記沸点及び共沸又は共沸様組成物は、一般的蒸留によってこのような混合物から実質的に純粋なペンタフルオロエタンを回収することは、不可能ではないにしても、極端に困難であろうことを示す。“一般的蒸留”とは、分離すべき混合物の成分の相対的揮発性だけがそれらを分離するために使用されていることを意味する。クロロペンタフルオロエタンからペンタフルオロエタンを分離する困難さは十分に認識されていて、そしてこれらの化合物を分離するための多数の手法が提案されてきた。米国特許第５，３４６，５９５号は、圧力による共沸組成の小さな変化を利用するために異なる圧力で実施する一連の蒸留によってペンタフルオロエタンからクロロペンタフルオロエタンを分離する方法を開示している。この方法は多段蒸留を要求しそしてエネルギー的に非効率である。米国特許第５，０８７，３２９号は、フルオロカーボン抽出剤による抽出蒸留によってペンタフルオロエタンからクロロペンタフルオロエタンを分離する方法を開示している。ＷＯ９４／０２４３９は、クロロカーボンを選択的に水素と反応させることによってペンタフルオロエタンから塩素含有不純物を除去する方法を開示している。ＥＰ６１２７０９は、クロロカーボンを選択的にフッ素と反応させることによってペンタフルオロエタンからクロロペンタフルオロエタンを除去するための類似の方法を開示している。このような方法は、実施するのに高価でありそして反応によるペンタフルオロエタンの幾らかの損失をもたらす可能性がある。ＷＯ９４／２２７９３は、混合物をある種のモレキュラーシーブ又は活性炭と接触させることによってペンタフルオロエタンからクロロペンタフルオロエタンを分離する方法を開示している。この方法は、吸着剤からのクロロペンタフルオロエタンの周期的脱着を要求し、かくして連続的操作のためには多段装置を要求する。フッ化水素酸（ＨＦ）は、通常は、ＨＦＣ−１２５を製造するために使用することができる種々のフッ素化反応の普通の成分であり、そしてＨＦＣ−１２５から完全に除去することは同様に極端に困難である。フッ化水素酸及びＨＦＣ−１２５は、一般的蒸留によるＨＦＣ−１２５からのフッ化水素酸の完全な分離を実質的に不可能にする共沸混合物を形成する。ＨＦＣ−１２５とフッ化水素酸との間の共沸又は共沸様組成物の形成は、ＷＯ９６／０９２７１中に開示されている。ＨＦＣ−１２５中のＨＦの存在は好ましくないと考えられる。ＨＦＣ−１２５からＨＦを除去するための一つの方法は、ＨＦＣ−１２５を水で洗浄すること（スクラビング）を含む。しかしながら、このような方法は、洗浄されたＨＦの原材料としての価値を、このようなものはＨＦＣ−１２５反応器にリサイクルして戻すことができないという点で減少させ、処分に先立って、引き続いて処理されるべき水洗浄（ｗａｓｈ）を要求し、そして、ＨＦＣ− １２５生成物中に水を導入する。ジフルオロメタン（ＣＨ２Ｆ２即ちＨＦＣ−３２）は、冷媒としてそしてその他の用途の中でまた価値がある、もう一つの望ましい塩素不含有フルオロカーボンである。ＨＦＣ−３２は、例えば、ジクロロメタン（ＨＣＣ−３０即ち塩化メチレン）とＨＦとの接触フッ素化によって生成させることができる。ＨＦＣ−３２はＣＦＣ−１１５と共沸又は共沸様組成物を形成し、そしてこの共沸混合物の存在は、Ｒ．Ｃ．Ｄｏｗｎｉｎｇ，ＰｒｅｎｔｉｃｅＨａｌｌ，１９８８による“フルオロカーボン冷媒ハンドブック”；Ｂｒｏａｄｌｅｙへの米国特許第３，４７０，１０１号；並びにＭｅａｒｓら、ＪｏｕｒｎａｌｏｆＣｈｅｍｉｃａｌａｎｄＥｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇＤａｔａ、１３巻、Ｎｏ．３、１９６８年７月による“ジフルオロメタン及びペンタフルオロエタンの混合物の圧力 −体積−温度挙動”の中で開示された。これまでに述べた特許及び刊行物の開示を参照によって本明細書中に加入する。関連の非暫定特許及び特許出願との相互参照１９９４年２月７日に出願され、そして“ハロゲン化炭化水素及びクロロペンタフルオロエタンを含んで成る混合物からペンタフルオロエタンを分離するための方法”という標題の、同時係属のかつ共通に譲渡された米国特許出願連番第０８／１９２，６６３号（ＰＣＴ公開第ＷＯ９５／２１１４７号に対応する）は、抽出剤として少なくとも一種の炭化水素、ヒドロクロロカーボン及びクロロカーボンを使用することによってＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を除去するための抽出蒸留方法に関する。それぞれ１９９４年２月７日及び１９９５年２月１日に出願され、そして“ハロゲン化炭化水素及びクロロペンタフルオロエタンを含んで成る混合物からペンタフルオロエタンを分離するための方法”という標題の、同時係属のかつ共通に譲渡された米国特許出願連番第０８／１９２，６６４号及び第０８／３７８，３４９号（ＰＣＴ公開第ＷＯ９５／２１１４８号に対応する）は、アルコール含有抽出剤を使用することによってＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を除去するための抽出蒸留方法に関する。１９９３年１１月１日に出願され、そして“フッ素を含むジハロメタン及びジハロメタンの共沸混合物）”という標題の、同時係属のかつ共通に譲渡された米国特許出願連番第０８／１４６，３３４号（特許代理人書類Ｎｏ．ＣＲ−９４３６）（ＰＣＴ公開第ＷＯ９５／１２５６３号に対応する）、及び１９９５年６月２日に出願された関連の連番第０８／４５８，６０４号は、触媒の存在の間にＨＣＣ−３０（ＣＨ２Ｃｌ２）及びＨＦを接触させることによってＨＦＣ−３２を製造するための方法に関する。１９９３年４月３０日に出願された連番第０８／０５５，４８６号（ＰＣＴ公開第ＷＯ９４／２５４１９号に対応する）の一部継続出願として１９９４年３月９日に出願され、そして“共沸及び共沸様組成物、並びにＨＣｌとハロカーボンを分離するための方法”という標題の、同時係属のかつ共通に譲渡された米国特許出願連番第０８／２０８，２５６号（特許代理人書類Ｎｏ．ＣＨ−２１９１Ａ）は、ＨＦＣ−１２５を精製するためにＨＦＣ−１２５とＣＦＣ−１１５との間に形成される共沸混合物を使用することを開示している。米国特許第５，４２１，９６４号は、ＨＣｌをＨＦＣ−１２５から除去するのは困難であることを開示している。ＨＣｌ及びＨＦＣ−１２５は、ＨＣｌからのＨＦＣ−１２５の完全な分離を困難にする気液平衡ピンチ（ｐｉｎｃｈ）点を示す。１９９４年９月２０日に出願され、そして“ペンタフルオロエタン生成物のための精製方法”という標題の、同時係属のかつ共通に譲渡された米国特許出願連番第０８／３０９，３７６号（特許代理人書類Ｎｏ．ＣＨ−２３９６）（ＰＣＴ公開第ＷＯ９６／０９２７１号に対応する）は、ＨＦＣ−１２５とＨＦとの間に生成される共沸混合物を使用することを開示している。上で述べた同時係属でかつ共通に譲渡された米国特許、特許出願及びＰＣＴ公開の開示を、参照によって本明細書中に加入する。発明の要約本発明は、フルオロカーボン含有混合物を分離又は精製するためにＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物を用いることによるＨＦＣ−１２５を精製するための方法を提供することによって、一般的方法に伴う問題を解決する。本発明は、更に、ＨＦ及びフルオロカーボン含有混合物を分離するためにＨＦＣ−３２／ＨＦＣ−１２５共沸混合物を用いることによるＨＦＣ−１２５を精製するための方法、例えば、ＨＦが蒸留塔からの塔底流れとして回収されそしてＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２が塔頂流れとして出る方法を提供することによって、一般的方法に伴う問題を解決する。本発明は、更に、抽出剤としてＨＦＣ−３２を用いることによって、例えば、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２が蒸留塔から塔底流れとして回収されそしてＨＣｌ／ＣＦＣ−１１５が塔頂流れとして出る方法によって、一般的蒸留方法に伴う問題を解決する。本発明は、更に、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を分離するための方法、例えば、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物が塔頂に蒸留され、その共沸混合物に過剰に存在する共沸混合物構成要素（ａｚｅｏｔｒｏｐｅｔ）の一つの成分（ＨＦＣ−１２５又はＨＦＣ−３２のどちらか）が残って塔底から出る方法；又は、その代わりに、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を分離するための抽出蒸留方法における抽出剤として塩化メチレンを使用して、ＨＦＣ−３２が塩化メチレンと共に抽出蒸留塔塔底から出て、そしてＨＦＣ−１２５が抽出蒸留塔塔頂から出る方法を提供することによって、一般的方法に伴う問題を解決する。本発明は、例えば冷媒としての使用のために、重量で約２，０００ｐｐｍ未満のＣＦＣ−１１５、そして典型的には重量で約５００ppm未満のＣＦＣ−１１５しか含まないＨＦＣ−１２５を製造することができる。本発明はまた、例えば冷媒としての使用のために、重量で約２,０００ｐｐｍ未満のＨＦ、そして典型的には重量で５００ｐｐｍ未満のＨＦしか含まないＨＦＣ−１２５を製造することもできる。加えて、本発明は、プラズマ環境中のエッチング剤としての使用のための“電子級”ＨＦＣ−１２５、例えば、少なくともしかし好ましくは約９９. ９９％よりも大きく純粋でありそして実質的に塩素含有化合物例えばＣＦＣ−１１５を含まないＨＦＣ−１２５を得ることができる。本発明はまた、ＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を同時製造するための方法を提供することによって、一般的製造方法に伴う問題を解決する。本発明の一つの面は、共沸蒸留方法によってクロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）及びペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）を含んで成る第一混合物からＣＦＣ−１１５を分離することに関し、そして前記方法は、最小でもＣＦＣ−１１５と共沸混合物を形成するために十分である量のジフルオロメタン（ＨＦＣ−３２）を第一混合物に添加し、それによって第二混合物を生成させるステップ、蒸留塔中の塔頂でＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−３２の低沸共沸混合物を共沸蒸留することによって第二混合物のＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を分離するステップ、並びに、蒸留塔の塔底から実質的にＣＦＣ −１１５を含まないＨＦＣ−３２とＨＦＣ−１２５との混合物を回収するステップを含んで成る。この方法は、望ましいフルオロカーボンの最小の損失でそしてＨＦＣ−３２の低い消費で第一混合物からのＣＦＣ−１１５の除去を可能にする。本発明のもう一つの面においては、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を含んで成りそしてこれらの成分の一つが共沸の組成よりも過剰に存在する混合物を、蒸留塔から塔頂のＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２の低沸共沸混合物を除去すること、並びに塔の塔底流れから共沸の組成よりも過剰のＨＦＣ−１２５又はＨＦＣ −３２を回収することによる第二共沸蒸留によって分離することができる。所望の場合には、ＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２の共沸性組成物を、共沸性組成物に対応するものとは異なる圧力及び温度での蒸留によって、これらの条件下での共沸性組成におけるシフトを利して分離することができる。実質的にＣＦＣ−１１５を含まないＨＦＣ−１２５を、ＨＦＣ−１２５前駆体及びＨＦＣ−３２前駆体を必要に応じて触媒の上でＨＦと接触させてＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を含んで成る混合物を製造すること、蒸留又はその他の方法によって混合物からＣＦＣ−１１５以外の不純物を除去すること、蒸留塔中の塔頂でＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−３２の低沸共沸混合物を共沸蒸留することによってＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を含んで成る混合物からＣＦＣ−１１５を分離すること、並びに、蒸留塔の塔底から実質的にＣＦＣ−１１５を含まないＨＦＣ−３２とＨＦＣ−１２５の混合物を回収することを含んで成る方法において製造することができる。更に、実質的にＨＦを含まないＨＦＣ−１２５を、ＨＦＣ−１２５前駆体及びＨＦＣ−３２前駆体を必要に応じて触媒の上でＨＦと接触させてＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を含んで成る混合物を製造すること、蒸留又はその他の方法によって混合物からＨＦ以外の不純物を除去すること、蒸留塔中の塔頂でＨＦＣ− １２５及びＨＦＣ−３２の低沸共沸混合物を共沸蒸留することによってＨＦ、ＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を含んで成る混合物からＨＦを分離すること、実質的にＨＦを含まないＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を製造すること、並びに、蒸留塔の塔底からＨＦを回収することを含んで成る方法において製造することができる。 “ＨＦＣ−１２５前駆体”又は“ＨＦＣ−３２前駆体”とは、ＨＦと接触させてＨＦＣ−１２５又はＨＦＣ−３２を製造することができる任意のハロカーボンを意味する。例えば、ＨＦＣ−３２並びにＨＦＣ−１２５は、ＨＦＣ−３２前駆体例えば塩化メチレン（ＨＣＣ−３０即ちＣＨ２Ｃｌ２）並びにＨＦＣ−１２５前駆体例えばＨＣＦＣ−１２３（ジクロロトリフルオロエタン）及び／又はＨＣＦＣ−１２４（クロロテトラフルオロエタン）を含む混合物を触媒例えば炭素支持体の上のＣｒＣｌ３又はＣｒ２Ｏ３の存在下でＨＦと接触させることによって同時製造することができる。以下の式は、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を同時製造するための適切な方法を説明する： CH2Cl2＋CHCl2-CF3＋4HF-->CH2F2＋CHF2-CF3＋4HCl 及び／又はCH2Cl2＋CHClF-CF3＋3HF-->CH2F2＋CHF2-CF3＋3HCl 及び／又はCH2ClF＋CHCl2-CF3＋3HF-->CH2F2＋CHF2-CF3＋3HCl 及び／又はCH2ClF＋CHClF-CF3＋2HF-->CH2F2＋CHF2-CF3＋2HCl 反応生成物は、一種以上の以下のものと一緒に優勢な量のＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を含む：その他のものの中でも、ＨＣＦＣ−３１（クロロフルオロメタン）、ＨＣＣ−３０（ジクロロメタン又は塩化メチレン）、ＣＦＣ−１１４ａ（ジクロロテトラフルオロエタン）、ＣＦＣ−１１５（クロロペンタフルオロエタン）、ＨＣＦＣ−１２４（クロロテトラフルオロエタン）、ＨＣＦＣ−１３３ａ（クロロトリフルオロエタン）、ＨＦ（フッ化水素）、ＨＣｌ（塩化水素）。ＣＦＣ−１１５及びフッ化水素以外の不純物は、一般的蒸留又は当業者には知られたその他の方法によって、生成するＨＦＣ−１２５含有生成物から効果的に除去することができる。ＣＦＣ−１１５及び／又はフッ化水素は、本発明の蒸留方法を用いることによってＨＦＣ−１２５含有生成物から除去することができる。ＨＦＣ−３２とＨＦＣ−１２５とのブレンド、及びその他の成分を含むこれらのブレンドを本発明を利用して製造する能力は、このようなブレンドが例えば冷媒として商業的に有用であるので特に望ましい。もう一つの面においては、本発明の方法は共沸蒸留方法によってＨＦ及びペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）を含んで成る第一混合物からＨＦを分離することを含んで成り、そしてこの方法は、最小でも、ＨＦＣ−１２５と共にＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を生成させるために十分である量のジフルオロメタン（ＨＦＣ−３２）を第一混合物に添加し、それによって第二混合物を生成させるステップ、蒸留塔中の塔頂でＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２の低沸の共沸混合物又は共沸様組成物を共沸蒸留することによって第二混合物のＨＦＣ−１２５からＨＦを分離するステップ、並びに、蒸留塔の塔底からＨＦを回収するステップを含んで成る。本発明のなおもう一つの面においては、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５をＨＣｌの存在下で蒸留する場合には、ＨＦＣ−３２がＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ −１１５を分離するための抽出蒸留方法における抽出剤として機能し得ることが見い出された。この方法は、ＣＦＣ−１１５及びＨＣｌが塔頂で蒸留塔から出ることを可能にし、一方ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５が塔底から出ることを可能にする。本発明の更なる面においては、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を分離するための抽出蒸留における抽出剤として塩化メチレンを用いることができる。この方法は、ＨＦＣ−１２５が塔頂で蒸留塔から出ることを可能にし、一方塩化メチレン及びＨＦＣ−３２が塔底から出ることを可能にする。図面の簡単な説明図１は、ＨＦＣ−３２とＣＦＣ−１１５との間に形成される共沸及び共沸様組成物の０℃でのグラフ表示である。図２は、ＨＦＣ−３２とＨＦＣ−１２５との間に形成される共沸及び共沸様組成物の約−１５．３℃でのグラフ表示である。図３は、ＣＦＣ−１１５及びＨＣｌからＨＦＣ−１２５を除去するためにＨＦＣ−３２による抽出蒸留を使用するための本発明の一つの面のグラフ表示である。図４は、ＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を除去するためにＨＦＣ−３２による抽出蒸留を使用するための本発明のもう一つの面のグラフ表示である。詳細な説明第一混合物の主な構成成分であるペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）及びクロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）は、それらの分離されたそして純粋な状態において、それぞれ、約−４８．５及び−３８．７℃の沸点を有する。ＨＦＣ−１２５／ＣＦＣ−１１５の大気圧での相対的揮発性は、１００％純度のＨＦＣ−１２５に近づく時に、１．０に近いことが見い出された。これらのデータは、一般的蒸留方法を使用することは実質的に純粋な化合物の分離をもたらさないであろうことを示す。ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５の相対的揮発性を測定するためには、所謂ＰＴｘ方法を使用した。この手順においては、既知の容積のセルの中の全絶対圧力を、種々の既知の二元系組成物に関して一定温度で測定する。ＰＴｘ方法の使用は、ＨａｒｏｌｄＲ．Ｎｕｌｌによって書かれた“プロセス設計における相平衡”、Ｗｉｌｅｙ−Ｉｎｔｅｒｓｃｉｅｎｃｅ出版社、１９７０の１２４〜１２６頁中にずっと詳細に述べられている。なお、これの全体の開示を参照によって本明細書中に加入する。これらの測定は、活量係数式モデル例えばＮｏｎ−Ｒａｍｄｏｍ，Ｔｗｏ−Ｌｉｑｕｉｄ（ＮＲＴＬ）式を使用して、液相非理想性を表すことによって、セル中の平衡な気体及び液体組成物を相関付けることができる。活量係数式例えばＮＲＴＬ式の使用は、Ｒｅｉｄ、Ｐｒａｕｓｎｉｔｚ及びＰｏｌｉｎｇによって書かれた“気体及び液体の特性”、第４版、ＭｃＧｒａｗＨｉｌｌ出版社の２４１〜３８７頁中に、そしてＳｔａｎｌｅｙＭ．Ｗａｌａｓによって書かれＢｕｔｔｅｒｗｏｒｔｈ出版社によって１９８５年に出版された“ 化学工学における相平衡”の１６５〜２４４頁中にずっと詳細に述べられている。なお、ここで明記した引用文献の各々の全体の開示は、参照によって本明細書中に加入する。このようなシステムにおけるフッ化水素（ＨＦ）の挙動もまた、その全体の開示を参照によって本明細書中に加入する、Ｗ．Ｓｃｈｏｔｔｅ，Ｉｎｄ．Ｅｎｇ．Ｃｈｅｍ．ＰｒｏｃｅｓｓＤｅｓ．Ｄｅｖ．１９８０、４３２〜４３９頁によって述べられたように上で述べた方法と関連して適切なフッ化水素会合モデルを使用することによって計算することができる。ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を含む二元系混合物に関するＰＴｘ測定及び上の一連の計算の結果を、−２５℃、０℃及び２５℃のための結果を与える表１〜３中に要約する。本発明中の混合物のその他の二元系化合物に関する類似の測定を得てそして類似の計算を実行した。どんな理論又は説明によっても拘束されることを望まないが、ＮＲＴＬ式は、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５並びに／又は以下のその他の混合物が理想的なやり方で振る舞うか否かを十分に予言することができ、そしてこのような混合物中の成分の相対的揮発性を十分に予言することができると信じられる。 “投入量”の欄は、ＰＴｘセルの中に導入したＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５の混合物の中にあるＣＦＣ−１１５の濃度を指す。“相対的揮発性”並びに気体及び液体中の“モル％ＣＦＣ−１１５”は、示した温度での測定圧力から計算されたものであった。幾らか相対的に低い濃度でのＨＦＣ−１２５と比較したＣＦＣ−１１５の相対的揮発性は、一般的蒸留方法を使用することによってＣＦＣ−１１５を分離することを可能にするのに十分であるけれども、１００％純度のＨＦＣ−１２５に近づくにつれて相対的揮発性は殆ど１．０に近づく。１．０に近づく相対的揮発性は、ＨＦＣ−１２５からの低い濃度のＣＦＣ−１１５の除去を、不可能ではないにしても、困難にするであろう。例えば、一般的蒸留は大きくかつ高価な蒸留塔を使用することを要求するであろう。共沸又は共沸様組成物を形成するタイプの化合物を見い出すこと、並びに特定の温度及び／又は圧力で最低で沸騰する共沸混合物を明確に形成するであろうペアの化合物を見い出すことは予測することができなくて、実験によって（即ち、二元系気液平衡データを測定することによって）確定しなければならない。種々の条件での上の化合物及び／又は共沸混合物の沸点又は蒸気圧に関する異なる研究者による文献値は、共沸又は共沸様組成物が圧力及び温度と共に頻繁に変わる故に、単一の組の条件下でどの化合物又は共沸若しくは共沸様組成物が最低で沸騰するのかを確立するための一貫した情報を与えることはできない。 “共沸混合物”又は“共沸性”組成物とは、単一の物質として挙動する二種以上の物質の一定で沸騰する液体混合物を意味する。共沸混合物又は共沸性組成物若しくは混合物を特徴付けるための一つのやり方は、液体の部分的な蒸発又は蒸留によって生成される気体が、それが液体から蒸発又は蒸留されたその液体と同じ組成を有すること、例えば、混合物が組成的な変化無しで蒸留し／還流することである。一定で沸騰する組成物は、それらが、同じ成分の非共沸性混合物のものと比較して、最高又は最低沸点のどちらかを示す故に、共沸性として特徴付けられる。共沸性組成物はまた、モル分率の関数としてプロットする時に特定の温度での混合物に関する最大又は最小蒸気圧として特徴付けることもできる。 “共沸様”組成物とは、単一の物質として挙動する二種以上の物質の一定で沸騰する、又は実質的に一定で沸騰する混合物を意味する。共沸様組成物を特徴付けるための一つのやり方は、液体の部分的な蒸発又は蒸留によって生成される気体が、それが液体から蒸発又は蒸留されたその液体と実質的に同じ組成を有すること、例えば、混合物が実質的な組成的な変化無しで蒸留し／還流することである。共沸様組成物はまた、最大又は最小蒸気圧に隣接する、モル分率の関数として特定の温度で蒸気圧をプロットすることによって示される領域によって特徴付けることもできる。典型的には、組成物の５０重量％を例えば蒸発又は沸騰除去によって除去した後で、元の組成と残りの組成との間の変化が元の組成に対して約６％未満、そして通常は約３％未満である場合には、組成物は共沸様である。 “効果的な量”とは、合わせる時に、共沸又は共沸様組成物の形成をもたらす、本発明の組成物の各々の成分の量を指すことを意図する。この定義は、共沸又は共沸様組成物が異なる圧力でしかしあり得る異なる沸点で存在し続ける限りそれらの量が組成物に加えられる圧力に依存して変わり得る、各々の成分の量を含む。効果的な量はまた、本明細書中で述べる以外の温度又は圧力で共沸又は共沸様組成物を形成する、本発明の組成物の各々の成分の重量％で表すことができるような量を含む。それ故、本発明中に含まれるのは、少なくとも一種のＣＦＣ− １１５及びＨＦＣ−３２の、又はＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５の、元の組成物の約５０重量％が蒸発され又は沸騰除去されて残りの組成物を生成させた後で、元の組成と残りの組成との間の変化が元の組成に対して典型的には約６％以下そして通常は約３％以下であるような効果的な量から本質的に成る共沸又は共沸様組成物である。実際には、幾つかの基準のどれかによって、選ばれた条件に依存して、多くの姿の下で現れる可能性がある一定で沸騰する混合物を特徴付けることが可能である。前記基準は例えば以下の通りである。＊本発明の組成物は、他のものの中でも、ＣＦＣ−１１５（“Ａ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｂ”）の、又はＨＦＣ−１２５（“Ｃ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｄ”）の共沸混合物として定義することができる。何故ならば、 “共沸混合物”という術語は、一度で決定的かつ限定的の両方であり、そして一定に沸騰する組成物であり得る、問題のこの特異な組成物のために効果的な量のＡ，Ｂ（又はＣ，Ｄ）を要求するからである。＊異なる圧力においては、特定の共沸混合物の組成は少なくともある程度まで変わるであろうし、そして圧力の変化はまた、少なくともある程度までは、沸点温度を変えるであろうことが当業者には良く知られている。かくして、他のものの中でも、ＣＦＣ−１１５（“Ａ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｂ”）の、又はＨＦＣ−１２５（“Ｃ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｄ”）の共沸混合物は、温度及び／又は圧力に依存する可変の組成を有するが特異なタイプの関係を代表する。それ故、固定された組成よりもむしろ組成の範囲が、共沸混合物を定義するためにしばしば使用される。＊本発明の組成物は、他のものの中でも、ＣＦＣ−１１５（“Ａ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｂ”）の、又はＨＦＣ−１２５（“Ｃ”）及びＨＦＣ−３２（“ Ｄ”）の特別な重量％関係又はモル％関係として定義することができるが、このような特定の値はただ一つの特別な関係を指摘するに過ぎないこと、そして、実際には、Ａ，Ｂ（又はＣ，Ｄ）によって表される一連のこのような関係が、圧力の影響によって変わる特定の共沸混合物のために実際に存在することが認識される。＊他のものの中でも、ＣＦＣ−１１５（“Ａ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｂ” ）の、又はＨＦＣ−１２５（“Ｃ”）及びＨＦＣ−３２（“Ｄ”）の共沸混合物は、利用可能な分析装置によって限定されそしてこの装置としてだけ正確であるに過ぎない特定の数字の組成によって本発明の範囲を不当に限定すること無く、特定の圧力での沸点、かくして特定の同定する特徴によって特徴付けられる共沸混合物としての組成を定義することによって特徴付けることができる。本発明の共沸又は共沸様組成物は、本発明の抽出蒸留装置を実践する時には、一般的蒸留装置を操作することによって、そして任意の好都合な方法例えば、他のものの中でも混合、併合によって効果的な量の成分を合わせることによって生成させることができる。最善の結果のためには、好ましい方法は、所望の成分量を秤量し、そしてその後で適切な容器中でそれらを合わせることである。一般的蒸留に伴う上で述べた問題は、蒸留前にＨＦＣ−３２を添加することによって本発明において克服することができる。適切な条件下では、ＨＦＣ−３２はＣＦＣ−１１５と共沸混合物を形成し、そしてこれは蒸留される混合物の純粋な成分、即ち、ＨＦＣ−３２、ＣＦＣ−１１５、又はＨＦＣ−１２５のどれよりも一層揮発性であるばかりでなく、またこれらの成分の他の低沸共沸混合物、例えば、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２及びＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−１２５の共沸混合物のどれよりも一層揮発性である。ＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−１２５を含んで成る混合物にＨＦＣ−３２を添加することによって、存在する他の純粋な成分及び共沸混合物からＣＦＣ−１１５を除去するために、共沸蒸留方法を用いることができる。ＨＦＣ−１２５が受け入れられない濃度のＣＦＣ−１１５を含む時には、存在するすべてのＣＦＣ−１１５と共沸混合物を形成させるために、ＨＦＣ−３２を添加することができる。次に、合わせたＨＦＣ−１２５／ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２混合物を、ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ− ３２共沸混合物を形成させるのに十分な条件下で蒸留塔中で蒸留することができる。この共沸混合物は塔頂流れとして塔から出ることができ、そしてＨＦＣ−１２５は塔底から除去することができる。この方法は、例えば、ＨＦＣ−１２５中の重量で５０００ｐｐｍのＣＦＣ−１１５初期濃度を、約１００ｐｐｍ未満に、最もしばしば約１０ｐｐｍ未満に減らすことができる。上で述べたＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物は、種々の温度及び圧力下で形成させることができる。約０℃の温度では、約１３８ｐｓｉａの圧力を有する、約７２．６モル％のＨＦＣ−３２及び約２７．４モル％のＣＦＣ−１１５から本質的に成る共沸混合物が生成する。ここで図１を参照して説明すると、図１は、０℃でどちらの純粋な成分又は他のＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２混合物よりも高い蒸気圧を有する約７２．６モル％のＨＦＣ−３２及び約２７．４モル％のＣＦＣ−１１５の混合物によって示されるように、ＨＦＣ−３２及びＣＦＣ −１１５から本質的に成る共沸又は共沸様組成物の形成を示す０℃で行われた測定の結果をグラフ的に図示するが、ここで最高圧力領域における気体空間の組成が特定の温度での共沸混合物の組成である。この結果及び前に述べたＮＲＴＬ引用文献を基にして、７９０ｐｓｉａの圧力を有する、約９２．４モル％のＨＦＣ −３２及び約７．６モル％のＣＦＣ−１１５から本質的に成る共沸混合物がまた約７５℃で生成すること、並びに約１９．４ｐｓｉａの圧力を有する、約７０．７モル％のＨＦＣ−３２及び約２９．３モル％のＣＦＣ−１１５から本質的に成る共沸混合物がまた約−５０℃で生成することが決定された。ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸又は共沸様組成物が温度及び圧力に依存して変わるという発見は、所望の場合には、引き続いてＣＦＣ−１１５からＨＦＣ−３２を分離する、即ち、共沸混合物をその成分に分ける方法を提供する。一つの温度／圧力の組み合わせの下で形成されたＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ− ３２共沸又は共沸様組成物が次に異なる温度／圧力組み合わせの下で蒸留される場合には、共沸混合物の組成は、一つの成分、即ちＨＦＣ−３２又はＣＦＣ−１１５が今や新しく形成された共沸混合物組成に対して過剰であるように変えられるであろう。次に、新しく形成された共沸又は共沸様組成物を塔頂に蒸留することができ、この間に過剰の成分を塔底分として回収する。前に述べた共沸蒸留からのＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸又は共沸様組成物中のＨＦＣ−３２を、所望の場合には、(１)ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２混合物をＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸又は共沸様組成物を形成する条件下で引き続いて蒸留すること［ここで、共沸又は共沸様組成物中のＣＦＣ−１１５濃度は第一混合物におけるよりもＨＦＣ−３２に対して少ない］、（２）ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を塔頂に蒸留すること、並びに（３）ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物よりも過剰に存在するＣＦＣ−１１５を実質的にＨＦＣ−３２を含まないＣＦＣ−１１５塔底生成物として回収することによって、ＣＦＣ−１１５から除去することができる。“実質的に含まない”とは、ＣＦＣ−１１５塔底生成物が約５００ｐｐｍ未満のＨＦＣ−３２、もっと典型的には約５０ｐｐｍ未満のＨＦＣ−３２しか含まないことを意味する。反対に、前に述べた共沸蒸留からのＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸又は共沸様組成物中のＣＦＣ−１１５を、所望の場合には、（１）ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２混合物をＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸又は共沸様組成物を形成する条件下で引き続いて蒸留すること［ここで、共沸又は共沸様組成物中のＨＦＣ−３２濃度は第一混合物におけるよりもＣＦＣ−１１５に対して少ない］、（２）ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を塔頂に蒸留すること、並びに（３）ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物よりも過剰に存在するＨＦＣ−３２を実質的にＣＦＣ−１１５を含まないＨＦＣ−３２塔底生成物として回収することによって、ＨＦＣ−３２から除去することができる。“実質的に含まない”とは、ＨＦＣ−３２塔底生成物が約５００ｐｐｍ未満のＣＦＣ−１１５、もっと典型的には約５０ｐｐｍ未満のＣＦＣ−１１５しか含まないことを意味する。第一共沸蒸留からのＨＦＣ−１２５生成物中のあり得る残留ＨＦＣ−３２は、所望の場合には、（１）ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を形成させるために効果的な条件下でＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２混合物を引き続いて蒸留すること、（２）ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を塔頂生成物流れとして蒸留すること、並びに（３）ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物よりも過剰に存在するＨＦＣ−１２５をＨＦＣ−１２５塔底生成物、例えば、実質的にＨＦＣ−３２を含まないＨＦＣ−１２５生成物として回収することによって除去することができる。“実質的に含まない”とは、ＨＦＣ−１２５塔底生成物が約５００ｐｐｍ未満のＨＦＣ−３２、もっと典型的には約５０ｐｐｍ未満のＨＦＣ−３２しか含まないことを意味する。更にまた、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物はまた、種々の温度及び圧力下で形成させることができる。約−１５．３℃の温度では、約７０．３ｐｓｉａの圧力を有する、約９．１モル％のＨＦＣ−１２５及び約９０．９モル％のＨＦＣ−３２から本質的に成る共沸混合物が生成し得る。ここで図２を参照して説明すると、図２は、−１５．３℃でどちらの純粋な成分又は他のＨＦＣ−３２／ＨＦＣ−１２５混合物よりも高い蒸気圧を有する約９０．９モル％のＨＦＣ−３２及び約９．１モル％のＨＦＣ−１２５の混合物によって示されるように、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５から本質的に成る共沸又は共沸様組成物の形成を示す−１５．３℃で行われた測定の結果をグラフ的に図示するが、ここで最高圧力領域における気体空間の組成が特定の温度及び圧力での共沸混合物の組成である。約４４℃では、約４０６ｐｓｉａの圧力を有する、約９６．０モル％のＨＦＣ−３２及び４．０モル％のＨＦＣ−１２５から本質的に成る共沸混合物が生成することが見い出された。これらの結果及び前に述べたＮＲＴＬ引用文献を基にして、１６．２ｐｓｉａの圧力を有する、約８４．９モル％のＨＦＣ−３２及び約１５．１モル％のＨＦＣ−１２５から本質的に成る共沸混合物が約−５０℃の温度で生成し得ることが決定された。ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸組成物が温度及び圧力に依存して変わるという発見はまた、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物の成分を分離する方法を提供する。例えば、一つの温度／圧力の組み合わせの下で形成されたＨＦＣ −１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物が次に異なる温度／圧力組み合わせの下で蒸留される場合には、共沸混合物の組成は、一つの成分、即ちＨＦＣ−３２又はＨＦＣ−１２５が今や新しく形成された共沸混合物組成に対して過剰であるように変えられるであろう。次に、新しく形成された共沸組成物を蒸留塔の塔頂生成物として蒸留することができ、この間に過剰の成分を塔底分として回収することができる。前に述べた共沸蒸留方法は、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を同時製造するための方法と一緒に使用する時に、特に有用である。例えば、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２混合物は、塩化メチレン及びクロロテトラフルオロエタン（例えば、ＨＣＦＣ−１２４）を含んで成る混合物をフッ化水素と接触させることによって同時製造することができる。ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２生成物流れは受け入れられない量のＣＦＣ−１１５を含む可能性があるが、このＣＦＣ−１１５は、ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を塔頂流れとして蒸留しそれによってＣＦＣ−１１５を除去しそしてＨＦＣ−１２５とＨＦＣ−３２とを分離する必要性を排除することによって、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２生成物から除去することができる。同時製造されたＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２生成物流れはまた受け入れられない量のＨＦを含む可能性があるが、このＨＦは、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を塔頂流れとして蒸留し、塔底から出るＨＦを残すことによって、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２生成物から除去することができる。上で議論したように、ＨＦＣ−３２無しでＨＦＣ−１２５を製造する時には、ＨＦＣ−１２５からのＨＦの除去を可能にするためにＨＦＣ−３２を添加することができる。本発明によって可能となる特に望ましい方法は、ＨＦ及びＣＦＣ−１１５を含むＨＦＣ−１２５と共に合成されるか又は引き続いてそれに添加されるＨＦＣ− ３２に関する。ＨＦＣ−３２の存在は、留出物としてのＨＦＣ−３２／ＨＦＣ− １２５共沸混合物の除去によって第一塔の中でＨＦからＨＦＣ−１２５を分離することを可能にし、そして次にＨＦを塔底からフッ素化反応器にリサイクルすることができる。ＨＦＣ−３２の存在はまた、ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を形成させそしてＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物を塔頂に蒸留することによって第二塔の中でＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を分離すること、ＨＦ及びＣＦＣ−１１５を実質的に含まない生成物として塔底からＨＦＣ−１２５を回収することを可能にする。“実質的に含まない”とは、ＨＦＣ−１２５生成物が約５００ｐｐｍ未満のＨＦ及びＣＦＣ−１１５、もっと典型的には約５０ｐｐｍ未満のＨＦ及びＣＦＣ− １１５しか含まないことを意味する。ＨＦＣ−１２５／ＣＦＣ−１１５含有流れの中の塩化水素（ＨＣｌ）の存在は、ＨＣｌが存在しない時の場合と比較してＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を分離する困難性を更に増加させる。ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２混合物がまたＨＣｌも含む時には、ＣＦＣ−１１５及びＨＣｌからＨＦＣ−１２５を効果的に分離することを可能にする抽出蒸留における抽出剤としてＨＦＣ−３２を用いることができる。抽出蒸留は、混合物の成分が異なる揮発性を有するであろうが、このような差が一般的蒸留を使用することによって成分を効果的に分離することを可能にするには不十分である時に用いることができる。出発物質中の成分の揮発性の差が、相対的揮発性が蒸留塔中の成分の分離を可能にするのに十分に成るように増大されるように成るようにせしめるＨＦＣ−３２抽出剤を添加する。参照によって本明細書中に加入する米国特許第５，４２１，９６４号中に以前に開示されたように、ＨＣｌは、ＨＦＣ−１２５と気液平衡ピンチ点及びＣＦＣ−１１５と共沸混合物を形成することができ、そしてこの事は、一般的蒸留によるＨＣｌからのＨＦＣ−１２５又はＣＦＣ−１１５の分離を非効率的かつ高価にする。このような相互作用は、更に、ＨＣｌの存在の間にはＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を除去することを阻害する。本発明によれば、ＨＣｌ／ＨＦＣ−１２５／ＣＦＣ−１１５混合物を蒸留する時に、ＨＦＣ−３２を抽出剤として用いることができる。ＨＦＣ−３２の存在の時には、ＨＣｌ及びＣＦＣ−１１５はＨＦＣ−１２５よりももっと揮発性である。結果として、ＨＦＣ−１２５は、ＨＦＣ−３２と一緒に抽出蒸留塔の塔底において除去することができる。本発明のこの面を図３によって示す。ここで図３を参照して説明すると、ＨＦＣ−３２抽出剤を、抽出蒸留塔の上部供給点１において導入する。一方、ＨＣｌ、ＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−１２５を含む分離を必要とする第一混合物を、塔中の比較的下部の点２において導入する。ＨＦＣ −３２抽出剤は、塔のセンターに位置付けられているトレーを通って下向きに流れ、そして第一混合物と接触し、それによって第二混合物を生成させる。ＨＦＣ −３２の存在の間には、ＨＣｌ及びＣＦＣ−１１５はＨＦＣ−１２５よりももっと揮発性に成り、それによって相対的にＨＣｌ及びＣＦＣ−１１５を含まないＨＦＣ−１２５が塔底から出るのが可能になる。塔オフガスとして塔のトップ３から出つつあるＣＦＣ−１１５及びＨＣｌは、慣用の還流コンデンサー４を使用することによって凝縮させることができる。この凝縮された流れの少なくとも一部を還流５として塔に返し、そして残りを留出物６として取り出すことができる。ＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２は塔の底７から出る第三混合物を構成し、そして今度は生成物として回収するか、又は分離のためになおもう一つの蒸留塔に送ることができる。本発明を実施するために使用することができる特定の条件は、多数のパラメーター、例えば他の中でも、塔の径、供給点、塔の中の分離段の数に依存する。抽出蒸留系の操作圧力は、約１５〜３５０ｐｓｉａ、通常は約５０〜３００ｐｓｉａの範囲で良い。典型的には、ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−１２５／ＨＣｌ供給速度に対するＨＦＣ−３２供給速度の増加は、ＨＦＣ−１２５に対する分離されたＨＣｌ及びＣＦＣ−１１５の純度の増加を引き起こす。通常は、還流を増すことは、塔頂留出物中の減少したＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を結果としてもたらす。塔のトップに隣接して位置付けられているコンデンサーの温度は、ＨＣｌ及びＣＦＣ− １１５を実質的に凝縮させるのに通常は十分である。前に議論したように、本発明に従って同時製造される又は任意のその他の適切なソースから得られるＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２の混合物は、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物の形成の故に分離することが困難である。ＨＦＣ −１２５及びＨＦＣ−３２の第一混合物からＨＦＣ−１２５又はＨＦＣ−３２のどちらかを分離することが望ましい時には、ＨＦＣ−３２からのＨＦＣ−１２５の効果的分離を可能にする抽出蒸留方法における抽出剤として、塩化メチレンもまた用いることができる。ＨＦＣ−３２は、任意の多数の既知の技術例えば単純な蒸留によって引き続いて塩化メチレンから分離することができる。本発明を実施するために使用することができる特定の条件はまた、多数のパラメーター、例えば他の中でも、塔の径、供給点、塔の中の分離段の数に依存する。抽出蒸留系の操作圧力は、約１５〜３５０ｐｓｉａ、通常は約５０〜３００ｐｓｉａの範囲で良い。典型的には、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２供給速度に対する塩化メチレン供給速度の増加は、ＨＦＣ−３２に対する分離されたＨＦＣ−１２５の純度の増加を引き起こす。通常は、還流を増すことは、塔頂留出物中の減少した塩化メチレンを結果としてもたらす。塔のトップに隣接して位置付けられているコンデンサーの温度は、ＨＦＣ −１２５を実質的に凝縮させるのに通常は十分である。上の説明はある種の化合物を分離することに特別な強調を置いているけれども、本発明の方法は、広い範囲の条件及び物質の下で用いることができる。例えば、本発明の方法は、ＨＦＣ−１４３ａ（１，１，１−トリフルオロエタン）及びＣＦＣ−１１５を含んで成る混合物から、ＨＦＣ−３２によって、そしてＨＦＣ −３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物を塔頂生成物として蒸留し、それによって塔底からのＨＦＣ−１４３ａ、例えばＣＦＣ−１１５を実質的に含まないＨＦＣ− １４３ａの回収を可能にすることによって、ＣＦＣ−１１５を分離するために用いることができる。本発明の方法はまた、ＨＦＣ−１４３ａ及びＨＦＣ−３２を含んで成る混合物から、ＣＦＣ−１１５を添加しそして塔頂生成物としてＨＦＣ −３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物を蒸留し、それによって塔底からのＨＦＣ− １４３ａ、例えばＨＦＣ−３２を実質的に含まないＨＦＣ−１４３ａの回収を可能にすることによって、ＨＦＣ−３２を除去するために用いることができる。その代わりに、ＨＦＣ−３２は、ＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物を塔頂で蒸留することによって、ＨＦＣ−１４３ａ／ＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５を含んで成る混合物から除去することもできる。更に、本発明は、ＨＣＦＣ−２２（クロロジフルオロメタン）及びＣＦＣ−１１５を含んで成る混合物から、ＨＦＣ−３２を添加すること、及び塔頂生成物としてＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物を蒸留しそれによって塔底からＨＣＦＣ−２２、例えば、実質的にＣＦＣ−１１５を含まないＨＣＦＣ−２２を回収することによって、ＣＦＣ−１１５を除去するために用いることができる。その代わりに、ＣＦＣ−１１５は、ＨＣＦＣ−２２／ＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２を含んで成る混合物から、ＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物を塔頂生成物として蒸留することによって除去することができる。更になお、本発明は、他の中でも、ＨＣＦＣ−２２、ＨＦＣ−３２、ＨＦＣ−１２５、ＨＦＣ−１３４、ＨＦＣ− １３４ａ、ＨＦＣ−１４３ａの群からの一種以上のメンバーを含有するブレンド又は混合物を含む広い範囲のフルオロカーボンからＣＦＣ−１１５を除去するために用いることができる。本発明のある種の面を以下の実施例によって例示する。これらの実施例は、本発明の方法のある種の面を更に説明するためにだけ提供され、そして添付の請求の範囲の範囲を限定しない。以下の実施例及び比較例においては、“ｐｐｍ”及び“ｐｐｍｗ”は、同定された流れの中の化合物の、重量で百万部あたりの部数の濃度である。以下の実施例及び比較例においては、“ｐｐｈ”及び“ｌｂｓ．／ｈｒ”は、指名された化合物又は流れの１時間あたりのポンドの流量である。比較例１この比較例においては、１０００ｐｐｈのＨＦＣ−１２５及び５ｐｐｈのＣＦＣ−１１５を含むスチームを、１００％効率で運転されると仮定して１０１段を含む蒸留塔に供給する。目標は、重量で１０ｐｐｍのＣＦＣ−１１５しか含まないＨＦＣ−１２５を得ることであった。塔は１９４．７ｐｓｉａで運転されつつあり、コンデンサーは２３．８℃で運転されつつあり、そしてリボイラーは２４．４℃で運転されつつある。供給物は−２５℃で入りつつある。ＨＦＣ−１２５組成物に対する効果を見るために、還流比を変えた。結果を表４中に示す。この比較例においては、ＨＦＣ−１２５生成物を塔頂で取り出して、ＣＦＣ−１１５が後溜流れ中に去る、一般的蒸留によって分離を試みる。後溜流量を、入って来る供給物流量の約５０％に設定した。かなりの量のＨＦＣ−１２５を後溜流れ中に取り出しそして極端に高い還流流量でもってさえも、ＨＦＣ−１２５生成物は所望の純度に近づき始めさえしない。一般的蒸留によってＨＦＣ−１２５からＣＦＣ−１１５を分離することができる効率は限られている。実施例１この実施例においては、ＨＦＣ−１２５とＣＦＣ−１１５との混合物から、この混合物にＨＦＣ−３２を添加することによってＣＦＣ−１１５を分離するために共沸蒸留を使用する。約１．５ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−３２を、９９．５ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−１２５及び０．５ｌｂｓ．／ｈｒのＣＦＣ−１１５の第一流れに添加する。次に、合わせた流れを蒸留塔に供給する。この蒸留塔は、１００％効率ベースで動くと仮定して（段１と名付ける塔コンデンサーを有して）７２段を有する。供給混合物を−１５℃で段１５に供給して入れる。ＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−３２の共沸混合物が生成しそして塔頂へ蒸留されるような条件下で塔を運転し、ここで、この塔頂オフガスを凝縮させ、そして幾らかの部分を還流として塔に返しそして残りを塔留出物として取り出す。塔を約８０ｐｓｉｇで運転し、コンデンサーを−９℃で運転し、そしてリボイラーを０℃で運転する。塔底分をＨＦＣ−１２５生成物として塔から取り出す。以下の表（表５）は種々の塔流量及び組成を示し、そしてこの実施例の生成物は塔底流れから得られる。この実施例は、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を含む第一混合物にＨＦＣ −３２を添加すること、そして次にＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−１２５共沸混合物が生成しそして塔頂へ蒸留されるような条件下で合わせた混合物を蒸留することは、第一混合物から実質的にすべてのＣＦＣ−１１５を除去することを可能にする、即ち、実質的にＣＦＣ−１１５を含まないＨＦＣ−１２５を製造することを示す。計算は、塔底ＨＦＣ−１２５は重量で約１０ｐｐｍのＣＦＣ−１１５しか含まないことを示す。この場合には、望ましくないＣＦＣ（１１５）がより低いレベルのもっと受け入れられるＨＦＣ（３２）によって置き換えられる。この場合のための３２の消費は、除去される１ｌｂ．のＣＦＣ−１１５あたり約３ｌｂｓ．である。このような量のＨＦＣ−３２はＨＦＣ−３２／ＣＦＣ−１１５共沸混合物組成よりも過剰であり、そしてそれ故、この実施例中で使用されるＨＦＣ−３２の量は、所望の場合には、減らすことができるであろう。実施例２この実施例においては、実施例１中で述べた第一蒸留と組み合わせて第二共沸蒸留を使用して、分離しそしてＨＦＣ−１２５生成物中の残留ＨＦＣ−３２の量を減らす。この第二蒸留においては、残留ＨＦＣ−３２をＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物として塔頂で除去する。この実施例中で言及する流れ番号は図４中に示したものに対応する。ここで図４を参照して説明すると、約１．５ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−３２８を、９９．５ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−１２５及び０．５ｌｂｓ／ｈｒのＣＦＣ−１１５の第一流れ９に添加する。次に、合わせた流れ１０を、実施例１中で述べたようなデザイン及び運転条件を有する第一蒸留塔１１に供給する。ＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−３２の共沸混合物が生成しそして塔頂分１２として蒸留されるような条件下で第一塔を運転し、ここで、この塔頂オフガスを凝縮させ、そして幾らかの部分を還流１３として塔に返しそして残りを塔留出物１４として取り出す。塔底流れ１５を第二蒸留塔１６に供給する。この第二塔１６は、１００％効率で動くと仮定して（段１と名付ける塔コンデンサーを有して）５７段を有する。供給混合物を約０℃の温度で段２５の上に供給して入れる。塔を約９５ｐｓｉａで運転し、コンデンサーを約−１℃で運転し、そしてリボイラーを約０℃で運転する。ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２の共沸混合物が生成しそして塔頂分１７として蒸留されるような条件下でこの第二塔を運転し、ここで、この塔頂オフガスを凝縮させ、そして幾らかの部分を還流１８として塔に返す。残りを塔留出物１９として取り出し、そしてこれを第一塔１１の段１５の上に返す。第二塔の塔底流れ２０が最終ＨＦＣ−１２５生成物である。以下の表（表６）は種々の塔流量及び組成を示し、そしてこの実施例の生成物は第二塔の塔底流れから得られる。この実施例は、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を含む第一混合物にＨＦＣ −３２を添加すること、そして次にＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物が形成されそして塔頂へ蒸留されるような条件下で合わせた混合物を蒸留することは、生成物ＨＦＣ−１２５から実質的にすべてのＣＦＣ−１１５を除去することを可能にすることを示す。第一塔の塔底ＨＦＣ−１２５は重量で約１０ｐｐｍのＣＦＣ−１１５しか含まず、望ましくないＣＦＣ−１１５はより低いレベルのもっと受け入れられるＨＦＣ−３２によって置き換えられる。ＨＦＣ−１２５中のこの残留ＨＦＣ−３２が望ましくない時の場合には、この実施例は、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物が形成されそして塔頂へ蒸留され、そして塔底生成物ＨＦＣ−１２５からＨＦＣ−３２を除去するように運転される塔の中でそれ（ＨＦＣ−３２を含むＨＦＣ−１２５）を蒸留することによって如何にして次にＨＦＣ−３２を減らすことができるかを示す。実施例３この実施例においては、４９．７５ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−３２を、４９．７５ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−１２５及び０．５０ｌｂｓ．／ｈｒのＣＦＣ−１１５を含む、それからＣＦＣ−１１５を除去することを欲する第一流れに添加する。次に、合わせた流れを蒸留塔に供給する。この蒸留塔は、１００％効率で動くと仮定して（段１と名付ける塔コンデンサーを有して）３２段を有する。供給混合物を約−１５℃の温度で段１０の上に供給して入れる。塔を約８０ｐｓｉｇで運転し、コンデンサーを約−１１℃で運転し、そしてリボイラーを約−５℃で運転する。以下の表（表７）は種々の塔流量及び組成を示し、そしてこの実施例の生成物を塔底流れ中に示す。この実施例は、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を含む第一混合物にＨＦＣ −３２を添加すること、そして次にＣＦＣ−１１５／ＨＦＣ−３２共沸混合物が生成しそして塔頂へ蒸留されるような条件下で合わせた混合物を蒸留することは、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２生成物流れから実質的にすべてのＣＦＣ−１１５を除去し、かくして、実質的にＣＦＣ−１１５を含まない、即ち、重量で約５ｐｐｍのＣＦＣ−１１５しか含まないＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２を塔底生成物として製造することを可能にする。実施例４実施例４は、塔が１００％効率で動くと仮定して５７段を含み、そしてより低い還流比を使用すること以外は実施例３と類似である。塔供給物は段１２の上に入り、コンデンサーは約−１０℃の温度で運転されていて、リボイラーは約−５ ℃で運転されていて、そして塔は約８０ｐｓｉｇで運転されている。以下の表（表８）は種々の塔流量及び組成を示し、そしてこの実施例の生成物を塔底流れ中に示す。この実施例は、実施例３と等しい結果を、塔に追加の段を加えることによってもっとずっと低い還流比で得ることができることを示す。比較例２この比較例においては、２０８０ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−１２５及び３８１０ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦを蒸留塔に供給する。この蒸留塔は、１００％効率で運転されると仮定して（段１と名付ける塔コンデンサーを有して）６２段を有する。供給混合物を、−１０℃で段４５の上に供給して入れる。塔は約１００ｐｓｉｇで運転され、コンデンサーは４．６℃で運転され、そしてリボイラーは６３．１℃で運転される。還流比は２／１であり、そして留出物／供給物比は（ＨＦＣ−１２５供給流れだけを基にして）０．９９５である。以下の表（表９）はこの蒸留の結果を示す。この比較例においては、より高く沸騰するＨＦが塔底から出て、一方、ＨＦＣ −１２５は塔頂から出る。しかしながら、ＨＦとＨＦＣ−１２５との間に生成する共沸混合物のために、塔頂ＨＦＣ−１２５中にはかなりのＨＦが残る。結果として、これは、一般的蒸留による生成物ＨＦＣ−１２５からのＨＦの除去効率を限定する。比較例３この比較例は、還流比を１００／１に増した以外は、比較例２と類似である。以下の表（表１０）はこの蒸留の結果を示す。この比較例は、還流比を顕著に増したにも拘わらず、塔頂から出るＨＦＣ−１２５からのＨＦの分離の効率は、ＨＦ／ＨＦＣ−１２５共沸混合物の存在のために、増加しなかったことを示す。比較例４この比較例においては、２０８０ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦＣ−３２及び３８１０ｌｂｓ．／ｈｒのＨＦを蒸留塔に供給する。この蒸留塔は、１００％効率で運転されると仮定して（段１と名付ける塔コンデンサーを有して）４２段を有する。供給混合物を、−１０℃で段２５の上に供給して入れる。塔は約１００ｐｓｉｇで運転され、コンデンサーは−０．８６℃で運転され、そしてリボイラーは８９．１℃で運転される。還流比は１／１であり、そして留出物／供給物比は（ＨＦＣ−３２供給流れだけを基にして）０．９９８である。以下の表（表１１）はこの蒸留の結果を示す。この比較例においては、より高く沸騰するＨＦが塔底から出て、一方、ＨＦＣ −１２５は塔頂から出る。この比較例は、ＨＦＣ−１２５からＨＦを除去するためにより大きな塔及びずっと高い還流比を使用する比較例３と比較することができる。この比較例は、一般的蒸留によってＨＦＣ−１２５からＨＦを除去することよりもＨＦＣ−３２からＨＦを分離することの方がずっと容易であることを示す。これは、ＨＦＣ−３２がＨＦと共沸又は共沸様組成物を形成しないからである。実施例５この実施例は、ＨＦＣ−３２が塔供給流れに既に添加され、コンデンサーが０ ℃で運転されていて、リボイラーが８８℃で運転されていて、そして留出物／供給物比がＨＦＣ−３２＋ＨＦＣ−１２５の供給流れを基にして０．９９５であること以外は比較例２と同一である。以下の表（表１２）はこの蒸留の結果を示す。この実施例は、比較的低い還流比で運転しながらでさえ、ＨＦＣ−１２５と共に出るＨＦの顕著な減少を示す。それはまた、脱酸された塔頂生成物として回収される、供給されたＨＦＣ−１２５の量の顕著な増加を示す。この実施例は、ＨＦ及びＨＦＣ−１２５の分離のためにＨＦＣ−１２５と組み合わせてＨＦＣ−３２を添加すること又はＨＦＣ−３２を有することの価値を示す。比較例５この実施例においては、生成物としてＨＦＣ−１２５を製造する反応からのオフガス流れを蒸留塔に供給する。この塔は、１００％効率で運転されると仮定して（段１と名付ける塔コンデンサーを有して）６２段を有する。供給混合物を、約−１０℃の温度で段４５の上に供給して入れる。塔は約１００ｐｓｉｇで運転し、コンデンサーは約４．５８℃で運転し、そしてリボイラーは約４７．３０℃ で運転する。還流比は２０／１である。以下の表（表１３）は、この比較例から生じる種々の塔流量及び組成を示す。ここで、ＨＦ＝フッ化水素Ｆ１１４ａ＝ジクロロテトラフルオロエタン（ＣＦＣ−１１４ａ）ＦＩＩ５＝クロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）Ｆ１２３＝ジクロロトリフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１２３）Ｆ１２４＝クロロテトラフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１２４）Ｆ１２５＝ペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）Ｆ１３３ａ＝クロロトリフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１３３ａ）Ｆ１３４ａ＝テトラフルオロエタン（ＨＦＣ−１３４ａ）この比較例は、比較例２と同様に、ＨＦＣ−１２５合成からのオフガスの一般的蒸留においては、ＨＦＣ−１２５／ＨＦ共沸混合物の形成のために、塔頂から出るＨＦＣ−１２５からＨＦを効果的に除去することはできない。実施例６この実施例は、ＨＦＣ−３２をここでは塔供給物流れに添加したこと以外は、比較例５と同一である。以下の表（表１４）は、この実施例から生じる種々の塔流量及び組成を示す。ここで、ＨＦ＝フッ化水素Ｆ３２＝ジフルオロメタン（ＨＦＣ−３２）Ｆ１１４ａ＝ジクロロテトラフルオロエタン（ＣＦＣ−１１４ａ）ＦＩＩ５＝クロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）Ｆ１２３＝ジクロロトリフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１２３）Ｆ１２４＝クロロテトラフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１２４）Ｆ１２５＝ペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）Ｆ１３３ａ＝クロロトリフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１３３ａ）Ｆ１３４ａ＝テトラフルオロエタン（ＨＦＣ−１３４ａ）この実施例は、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を含む第一混合物にＨＦＣ −３２を添加すること、次にＨＦＣ−３２／ＨＦＣ−１２５共沸又は共沸様組成物が生成しそして塔頂へ蒸留されるような条件下で合わせた混合物を蒸留することは、ＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２生成物流れから実質的にすべてのＨＦを除去し、かくして、実質的にＨＦを含まない、例えば、重量で約＜５ｐｐｍのＨＦしか含まないＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２を塔頂生成物として製造することを可能にする。ＨＦＣ−３２／ＨＦＣ−１２５生成物流れから引き続いてＣＦＣ− １１５を除去するためには、前の実施例中で示した本発明の共沸蒸留を用いることができる。比較例６この比較例においては、２１００ｐｐｈのＨＦＣ−１２５、１５ｐｐｈのＣＦＣ−１１５及び６００ｐｐｈのＨＣｌから成る流れを、有機物だけを基にして重量で７０９２ｐｐｍのＣＦＣ−１１５を含むＨＦＣ−１２５と対等に蒸留塔に供給する。この蒸留塔は１００％効率で運転すると仮定して７２段を有し、そして２５０ｐｓｉｇで運転される。コンデンサーは−１３℃で運転されていて、塔底は３６℃で運転されている。還流流量は１０，０００ｐｐｈである。供給物流れを段４０で入るように塔に供給する（ここでコンデンサーは段１と名付けられる）。この蒸留の目標は、１００ｐｐｍ又はそれ未満のＣＦＣ−１１５を含むＨＦＣ−１２５を製造することである。この蒸留の結果を表１５中に示す。理解することができるように、これらの結果は、これが所望の結果を与えるには完全に無効であることを示す。塔底として塔を出るＨＦＣ−１２５は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］６３７３ｐｐｍｗのＣＦＣ−１１５を有する。供給物に対する生成物のＣＦＣ−１１５含量におけるこの無視できるほどの変化はまた、供給物流れと共に供給されたＨＦＣ−１２５の殆ど０．９％が塔頂留出物と共に去ることを伴う。比較例７この比較例は、この比較例においては、ＨＣｌ供給物を段４０で供給し、一方ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を段１５で供給すること以外は、比較例８と同一である。この蒸留の結果を表１６中に示す。共留剤としてのＨＣｌの機能を増すと予期される、ＨＣｌに対してＨＦＣ−１２５／ＣＦＣ−１１５の供給点をシフトさせることによってさえも、これは、所望の結果を与えるのに完全に無効に留まる。塔底物として塔を出るＨＦＣ−１２５は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］６３１２ｐｐｍｗのＣＦＣ−１１５を有する。ＣＦＣ−１１５含量におけるこの無視できるほどの変化はまた、供給物流れと共に供給されたＨＦＣ−１２５の殆ど１．６％が塔頂留出物と共に去ること、即ち比較例６に対するＨＦＣ−１２５回収における減少を伴う。比較例８この比較例は、この比較例においては、還流流れを４０，０００ｐｐｈに増し、塔圧力を１５０ｐｓｉｇに減らし、留出物温度が−２８℃でありそして塔底温度が１８℃であること以外は、比較例７と同一である。この蒸留の結果を表１７中に示す。留出物比を増すことは、まだ、所望の結果を達成することにおいて効果的ではない。塔底物として塔を出るＨＦＣ−１２５は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ− １１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］４０７５ｐｐｍｗのＣＦＣ−１１５を有する。ＣＦＣ−１１５含量におけるこの無視できるほどの変化はまた、供給物流れと共に供給されたＨＦＣ−１２５の殆ど１．３％が塔頂留出物と共に去ることも伴う。比較例９この比較例は、この比較例においては、ＨＣｌ供給流量を５０００ｐｐｈに増すこと以外は、比較例８と同一である。この蒸留の結果を表１８中に示す。ＨＣｌ供給流量を増すことは、まだ、所望の結果を達成することにおいて効果的ではない。塔底物として塔を出るＨＦＣ−１２５は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］６７７ｐｐｍｗのＣＦＣ− １１５を有する。ＣＦＣ−１１５含量におけるこの不十分な変化はまた、供給物流れと共に供給されたＨＦＣ−１２５の殆ど１３．５％が塔頂留出物と共に去ること、即ちＨＦＣ−１２５の顕著な回収損失も伴う。上の比較例６、７、８、及び９は、一般的蒸留を使用してＨＦＣ−１２５、ＣＦＣ−１１５及びＨＣｌを蒸留することは、高いＨＦＣ−１２５回収率と同時に低いＣＦＣ−１１５含量のＨＦＣ−１２５を得ることには無効であることを示す。比較例１０この比較例は、加えてＨＦＣ−３２を２１００ｐｐｈで供給し、そして他の成分と同じ段（段４０）中に供給すること以外は、比較例６と同一である。この蒸留の結果を表１９中に示す。他の成分と同じ蒸留塔の段で導入される供給成分としてＨＦＣ−３２を添加することは、まだ、所望の結果を達成することにおいて効果的ではない。塔底物として塔を出るＨＦＣ−１２５は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ −１２５）の比として表して］５７８２ｐｐｍｗのＣＦＣ−１１５を含む。実施例７この実施例は、ＨＦＣ−３２を段２０で供給し、一方ＨＣｌ、ＨＦＣ−１２５、ＣＦＣ−１１５供給流れを段５０で供給すること、即ち、ＨＦＣ−３２をこの蒸留における抽出剤として使用すること以外は、比較例１０と同一である。この蒸留の結果を表２０中に示す。この実施例は、前の比較例６、７、８、９、及び１０と比較して幾つかの明確な差及び利点を示す。前の比較例とは対照的に、この実施例に従って運転することによって得られたＨＦＣ−１２５生成物は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］７６ｐｐｍｗのＣＦＣ−１１５を含むに過ぎない。即ち、それは、ＨＦＣ−１２５中の所望の低ＣＦＣ−１１５含量を得ることにおいて効果的である。それは高いＨＦＣ−１２５回収率を伴って確かにそうである。即ち、供給されるＨＦＣ−１２５の９９．９％が本当に生成物として回収される。それは、主なＨＦＣ−１２５流れと共に塔を出るＨＣｌが実質的に無いこと、即ちＨＣｌとＨＦＣ−１２５との効果的な分離を伴って確かにそうである。これは、前の比較例におけるＨＣｌ、ＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ− １２５分離を遂行することにおいて示された困難さを考える時に、驚くべきかつ予期しなかった結果である。この実施例は、効果的な分離のためには、ＨＦＣ− ３２を、ＨＣｌ、ＣＦＣ−１１５及びＨＦＣ−１２５を含む主な供給物よりも上で塔の中に供給しなければならないこと、即ちＨＦＣ−３２を、ＨＣｌ、ＨＦＣ −１２５及びＣＦＣ−１１５と同じ流れの中で塔の中に単に共に供給することよりはむしろ、ＨＦＣ−１２５／ＨＣｌ／ＣＦＣ−１１５含有混合物からのＨＣｌ及びＣＦＣ−１１５からのＨＦＣ−１２５の効果的な分離のための抽出蒸留における抽出剤として使用しなければならないことを示す。実施例８この実施例は、ＨＦＣ−３２を段１５の上に１０５０ｐｐｈで供給し、一方ＨＣｌ、ＣＦＣ−１１５、ＨＦＣ−１２５混合物を実施例７におけるのと同じ流量でしかし段４０の上に供給すること以外は、実施例７と同一である。この蒸留の結果を表２１中に示す。比較例６、７、８、９、及び１０とは対照的に、ＨＦＣ−１２５生成物は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］４８ｐｐｍのＣＦＣ−１１５を含むに過ぎない。即ち、それは、ＨＦＣ−１２５中の所望の低ＣＦＣ−１１５含量を得ることにおいて効果的である。それは高いＨＦＣ−１２５回収率を伴って確かにそうである。即ち、供給されるＨＦＣ−１２５の９９．６％が本当に生成物として回収される。それは、主なＨＦＣ−１２５流れと共に塔を出るＨＣｌが実質的に無いこと、即ちＨＣｌとＨＦＣ−１２５との効果的な分離を伴って確かにそうである。実施例９この実施例は、ＨＦＣ−３２を５２５ｐｐｈで供給すること以外は、実施例８と同一である。この蒸留の結果を表２２中に示す。ＨＦＣ−１２５生成物は、［ＣＦＣ−１１５／（ＣＦＣ−１１５＋ＨＦＣ−１２５）の比として表して］５５９ｐｐｍのＣＦＣ−１１５を含む。即ち、それは、ＨＦＣ−１２５中の所望の低ＣＦＣ−１１５含量を得ることにおいてもはやそれほど効果的ではない。この実施例は、ＨＦＣ−１２５中のｐｐｍＣＦＣ−１１５がＨＦＣ−３２抽出剤供給流量を調節することによって制御可能であり、ＨＦＣ−３２供給流量が高ければ高いほどそれだけ除去がより高いことを示す。実施例１０この実施例においては、ＨＦＣ−１２５プロセスからの反応オフガス生成物を含む供給流れを、１００％効率で運転すると仮定して８２段（ここでコンデンサーは段１と名付けられる）を含む第一蒸留塔に供給する。この反応器オフガスを、３４℃の温度で塔の段５０の上に供給する。塔を２５０ｐｓｉｇの圧力で運転し、コンデンサーを−１３℃で運転し、リボイラーを５０℃で運転し、そして還流比は約１．７である。ＨＦＣ−３２プロセスからの反応オフガス生成物の一部として製造されるＨＦＣ−３２及びＨＣｌを含む第二供給流れを、−１１℃の温度で同じ蒸留塔の段２０の上に供給する。次に、第一塔の塔底物を第二塔への供給物として送る。第二塔は、１００％効率で運転すると仮定して、段１と名付けられるコンデンサーを含んで６２段を含み、そしてこの塔への供給物は段４５の上に供給される。塔を１００ｐｓｉｇで運転し、コンデンサーを０℃で運転し、リボイラーを５３℃で運転し、そして塔を約１の還流比によって運転する。この蒸留の結果を表２３中に示す。ここで、ＨＦ＝フッ化水素ＨＣｌ＝塩化水素Ｆ３２＝ジフルオロメタン（ＨＦＣ−３２）Ｆ１１４ａ＝ジクロロテトラフルオロエタン（ＣＦＣ−１１４ａ）ＦＩＩ５＝クロロペンタフルオロエタン（ＣＦＣ−１１５）Ｆ１２３＝ジクロロトリフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１２３）Ｆ１２４＝クロロテトラフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１２４）Ｆ１２５＝ペンタフルオロエタン（ＨＦＣ−１２５）Ｆ１３３ａ＝クロロトリフルオロエタン（ＨＣＦＣ−１３３ａ）Ｆ１３４ａ＝テトラフルオロエタン（ＨＦＣ−１３４ａ）この実施例は、元の供給流れ成分の幾つかの顕著に増加した分離、そして最も特別にはＣＦＣ−１１５、ＨＦ、及びＨＣｌを実質的に含まないＨＦＣ−１２５生成物流れを得るためには、本発明の面を如何にして効果的に組み合わせることができるかを示す。比較例１１この比較例においては、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５から成る新しい供給流れを、ＨＦＣ−１２５からＨＦＣ−３２を分離するために運転される第一蒸留塔に供給する。この塔は、１００％効率で運転すると仮定して、段１と名付けられるコンデンサーを含んで９２段を有する。この塔は径が６０インチである。新しい供給流れは、等しい重量のＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を含み、そして −１０℃で段４０の上に供給される。リサイクル供給流れとしてこの第一塔に供給して戻される第二塔からの留出物もまた、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５を含み、そしてまた第一塔の段４０の上に供給される。コンデンサーは２４．１℃ で運転されていて、リボイラーは３２．５℃で運転されていて、そして塔は２２５ｐｓｉｇの圧力で運転されている。次に、第一塔からの留出物を、第二塔への供給物として供給する。この第二塔は、１００％効率で運転すると仮定して、段１と名付けられるコンデンサーを含んで９２段を有する。この第二塔は径が８７インチである。供給流れを段４０の上に供給する。コンデンサーは−４６．０℃で運転されていて、リボイラーは− ４３．７℃で運転されていて、そして塔は５ｐｓｉｇで運転されている。これらの蒸留の結果を表２４中に示す。この比較例は、多くの段数を有する極端に大きな塔そして極端に高い還流比をもってしてさえも、ＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５の高い分離効率は単一の塔においては得ることができないことを示す。単一の塔における分離効率は、ＨＦＣ −１２５／ＨＦＣ−３２共沸混合物の存在によって限定される。しかしながら、この比較例は、この共沸混合物を塔頂に蒸留することによって、単一の塔の中で二つの成分の一つの幾らかの部分を他の一つから実質的に分離するために、どのように共沸混合物を使用することができるかを確かに示す。ＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２の出発供給混合物から実質的に純粋なＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ− ３２を製造するための共沸又は共沸様組成物の使用は、それぞれ、第一及び第二塔の蒸留結果中に示されていて、そこでは実質的に純粋なＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２が、それぞれ、第一及び第二塔からの塔底流れとして得られる。この比較例はまた、これらの塔の運転圧力を、共沸混合物の組成及び塔頂組成が変化するように変え、それが、今度は、どちらの成分が前記共沸混合物に対して過剰であるかを変え、かくして他のものからの成分分離及び回収の各々を可能にする、即ち、二つの成分を分離するための圧力振動（ｓｗｉｎｇ）蒸留の使用を示すことによって、初期ＨＦＣ−３２／ＨＦＣ− １２５供給流れからの二つの成分の高度な分離を如何にして遂行するかをも示す。実施例１１この実施例においては、ほぼ等重量のＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５から成る供給流れを、１００％効率で運転すると仮定して、段１と名付けられるコンデンサーを含んで６２段を有する第一蒸留塔に供給する。この塔は径が１９インチである。塔は６０ｐｓｉｇで運転され、コンデンサーは−８．１℃で運転され、そしてリボイラーは５０．１℃で運転される。供給物は、−１０℃で塔に入りそして段３８の上で塔の中に供給される。第二塔の塔底からの塩化メチレンを、抽出剤として−５℃で段１２の上で第一塔中に供給する。次に、第一塔からの塔底流れを、１００％効率で運転すると仮定して、段１と名付けられるコンデンサーを含んで２４段を有する第二蒸留塔に供給する。第二塔は径が２３インチである。塔は７０ｐｓｉｇで運転され、コンデンサーは−９．９℃で運転され、そしてリボイラーは１００℃で運転される。供給物を、段１２の上で塔の中に供給する。この実施例における還流流れは２０００ｐｐｈである。この蒸留の結果を表２５中に示す。ここで、ＭｅＣｌ２は塩化メチレンである。ここで、ＭｅＣｌ２は塩化メチレンである。この実施例においては、比較例１１においては二本の塔を要求したＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２両方の同じ高度な分離が、この実施例においては単一の抽出蒸留塔において得られる。第一塔の塔底から出るＨＦＣ−３２を塩化メチレン抽出剤から分離することは、第二蒸留によって容易に遂行される。組み合わせると、初期のＨＦＣ−１２５／ＨＦＣ−３２の新しい供給流れから二つの別々でかつ高純度なＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２生成物流れを得るために必要とされるこの実施例における対の塔は、比較例１１において必要とされる対の塔よりも顕著に小さい径、より少ない段、及びより低い還流流量を有する。比較例１１と比較して、これは、分離を遂行するための顕著により低い投資及びエネルギーコストと言い換えられる。上の実施例によって例証される上で述べた本発明は、任意の方法によって製造された主題の成分を含む任意の流れに関して実施することができる。しかしながら、上で述べた蒸留方法は、同時製造されたＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２からＣＦＣ−１１５を除去するために特に有利である。例えば、適切なクロム含有触媒の上で広範囲の温度及び供給比で気相中で、塩化メチレン（ＨＣＣ−３０）、ＨＣＦＣ−１２４（クロロテトラフルオロエタン）及びフッ化水素（ＨＦ）を同時に供給すること、又は塩化メチレン、ＨＣＦＣ−１２３（ジクロロテトラフルオロエタン）及びフッ化水素（ＨＦ）を同時に供給することは、ＨＦＣ−３２、ＨＦＣ−１２５及びＣＦＣ−１１５を含むオフガス流れを製造することができる。その他の反応オフガス成分、例えば他の中でも、塩化メチレン（ＨＣＣ−３０）、ＨＣＦＣ−３１（クロロフルオロメタン）、ＨＣＦＣ−１２３、ＨＣＦＣ −１２４、ＨＣｌは、任意の慣用の手段によって、例えば、蒸留によって分離することができ、そして、塩化メチレン、ＨＣＦＣ−３１、ＨＣＦＣ−１２３、ＨＣＦＣ−１２４の場合には反応器に戻してリサイクルすることができる。所望の場合には、残留酸性は、任意の適切な方法によって、例えば、水で洗浄し次にモレキュラーシーブによって乾燥させることによって除去することができる。次に、上で述べた共沸混合物蒸留を、ＣＦＣ−１１５含量を減らすために用いることができる。適切な触媒は、それらの開示を参照によって本明細書中に加入する、米国特許第４，１５５，８８１号若しくは第５，３３４，７８７号、又は同時係属のそして共通に譲渡された米国特許出願連番第０８／１４６，３３４号（特許代理人書類番号ＣＲ−９４３６）中に述べられたものを含む。ＨＦＣ−１２５及びＨＦＣ−３２を同時製造するためのその他の触媒及びフッ素化方法もまた、本発明の実施のために適切である。以下の実施例は、種々の反応条件下で接触反応器中でＨＦＣ−３２及びＨＦＣ −１２５の前駆体をＨＦと共に同時供給することによって得られる結果を例示する。実施例１２参照によって本明細書中に加入する米国特許第５，３３４，７８７号の触媒を、その特許中に開示されたようにして製造しそしてフッ化水素（ＨＦ）によって前処理した。フッ化水素、塩化メチレン、及びＨＣＦＣ−１２４を含む混合物を、大気圧で、表２６中で以下にリストした温度及び接触時間で触媒の上に供給し、そして記したような結果を得た。前の表中で、 “接触時間”は、秒での、反応器中の接触時間である。 “温度”は、℃での、反応が行われている温度である。 “ＨＦ／全有機物”は、反応器へのＨＦ／全有機物のモル供給比である。 “ＨＦ／ＨＣＣ−３０”は、反応器へのＨＦ／ＨＣＣ−３０のモル供給比である。 “ＨＦ／ＨＣＦＣ−１２４”は、反応器へのＨＦ／ＨＣＦＣ−１２４のモル供給比である。 “％３２”は、反応器オフガス中の有機モル％ＨＦＣ−３２である。 “％１２５”は、反応器オフガス中の有機モル％ＨＦＣ−１２５である。 “％１１５”は、反応器オフガス中の有機モル％ＣＦＣ−１１５である。この実施例は、供給比及び運転条件を調節することによって、如何にして種々のＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５モル比及び生産性を得ることができるかを示す。実施例１３米国特許出願連番第０８／１４６，３３４号（特許代理人書類番号ＣＲ−９４３６）中で述べられた触媒を、その特許出願中に開示されたようにして製造しそしてフッ化水素（ＨＦ）によって前処理した。フッ化水素、塩化メチレン、及びＨＣＦＣ−１２４を含む混合物を、大気圧で、表２７中で以下にリストした温度及び接触時間で触媒の上に供給し、そして表２７中に記したような結果を得た。この表中で、 “接触時間”は、秒での、反応器中の接触時間である。 “温度”は、℃での、反応が行われている温度である。 “ＨＦ／全有機物”は、反応器へのＨＦ／全有機物のモル供給比である。 “％ＨＣＣ−３０”は、反応器への供給流れ中の有機モル％ＨＣＣ−３０である。 “％ＨＦＣ−３２”は、反応器オフガス中の有機モル％ＨＦＣ−３２である。 “％ＨＦＣ−１２５”は、反応器オフガス中の有機モル％ＨＦＣ−１２５である。この実施例は、供給比及び運転条件を調節することによって、如何にして種々のＨＦＣ−３２及びＨＦＣ−１２５モル比及び生産性を得ることができるかを示す。一般に、実施例１２及び実施例１３中に示したようなこの化学作用（ｃｈｅｍｉｓｔｒｙ）は、約１７５〜４００℃、通常は約２５０〜３００℃の範囲である温度で運転することができる。この化学作用はまた、約２／１〜１０／１、通常は約４／１〜８／１のＨＦ／全有機物モル供給比を用いることによって運転することができ、そして大気圧から２００ｐｓｉｇまでで運転することができる。この化学作用は、約５〜７０有機物モル％のＨＦＣ−１２５及び５〜７０有機物モル％のＨＦＣ−３２を含むオフガス組成物を得るために使用することができる。実施例１３の触媒は、実施例１３の触媒がこの化学作用における失活に対して特に耐性である故に、この化学作用のために望ましく、そして実施例１３の触媒は、あり得る活性損失の後で引き続いて再生することができる。実施例１３の触媒は、例えば、参照によって本明細書中に加入する米国特許第４，１５５，８８１号中に述べられた手順を使用することによって、再活性化させて、その最初の活性を復活させる、又は、ある場合には、その最初の活性よりも大きい活性を得させることができる。DETAILED DESCRIPTION OF THE INVENTION Distillation Method for Removing CFC-115 and Hydrofluoric Acid from HFC-125 This is described in "Pentafluoroethane and other pentafluoroethane and other Provisional Patent Application Serial No. 60/001, filed July 14, 1995 under the name "azeotropic-like distillation method for removing chloropentafluoroethane from fluorocarbons" and in the name of Mahler et al. No. 156 is a non-provisional patent. Field of the invention The present invention relates to a process for preparing chloropentafluoroethane and / or fluorinated chloropentafluoroethane (CFC-115) and / or a mixture comprising hydrofluoric acid (HF) and pentafluoroethane (HFC-125) by a distillation method. A process for separating hydroacids, wherein difluoromethane (HFC-32) is added to or co-produced with the mixture, and / or in the process, HFC-32 is used. Is used as extractant in extractive distillation. The present invention also relates to contacting a mixture comprising pentafluoroethane and a difluoromethane precursor with hydrogen fluoride during the presence of the catalyst, and possible chloropentafluoroethane and / or fluorine from the resulting co-produced mixture. The present invention relates to a method for co-producing a mixture comprising pentafluoroethane and difluoromethane by separating hydrogen hydride by a distillation method. Background of the Invention New regulations have been enacted to protect the atmospheric ozone layer from possible damage from all-halogenated chlorofluorocarbons, also known as CFCs. Pentafluoroethane (CHF2-CF3 or HFC-125) is a useful chlorine-free fluorocarbon, and it is useful, among other uses, as a refrigerant, blowing agent, propellant, fire extinguisher, sterilant carrier gas. It is particularly desirable for Pentafluoroethane is obtained by chlorofluorinating perchloroethylene (percrene or CCl2 = CCl2) to produce trichlorotrifluoroethane (CF2Cl-CFCl2 or CFC-113), dichlorotetrafluoroethane (CF2Cl-CF2Cl or CFC-114) and dichloromethane. Producing a mixture containing trifluoroethane (CHCl2-CF3 or HCFC-123) followed by removal of trichlorotrifluoroethane and fluorinating the remaining mixture to give pentafluoroethane (HFC-125), chloro Producing a mixture containing pentafluoroethane (CF3-CF2Cl or CFC-115) and a smaller amount of other fluorinated compounds, for example hexafluoroethane (CF3-CF3 or FC-116) Therefore, it is possible to manufacture. Such a chlorofluorination process is described in U.S. Pat. No. 3,755,477. Various other methods for making pentafluoroethane with chloropentafluoroethane are known and are described, for example, in U.S. Patent Nos. 3,258,500, 5,334,787 and 5,539. No. 399,549, Japanese Patent Application Publication No. JP 03/099026, JP 04/029941, European Patent Application Publication No. 0 506 525, and the World Intellectual Property Organization Publication No. WO 91 /. 05752. The presence of chloropentafluoroethane (CFC-115) in HFC-125 is undesirable because it is believed that CFC-115 is a chlorofluorocarbon (CFC) and therefore may harm the ozone layer Conceivable. However, removal of CFC-115 requires that the boiling points of pentafluoroethane and chloropentafluoroethane be relatively close, ie, about -48.5 ° C and -38. 7 ° C. and, under certain conditions, form known azeotropic or azeotrope-like compositions, which is difficult. The above boiling points and azeotropic or azeotropic-like compositions would make it extremely difficult, if not impossible, to recover substantially pure pentafluoroethane from such mixtures by general distillation. Indicates that "General distillation" means that only the relative volatility of the components of the mixture to be separated has been used to separate them. The difficulty of separating pentafluoroethane from chloropentafluoroethane is well recognized, and a number of approaches have been proposed for separating these compounds. U.S. Patent No. 5,346,595 discloses a method for separating chloropentafluoroethane from pentafluoroethane by a series of distillations performed at different pressures to take advantage of small changes in azeotropic composition with pressure. . This method requires multiple distillations and is energetically inefficient. U.S. Pat. No. 5,087,329 discloses a method for separating chloropentafluoroethane from pentafluoroethane by extractive distillation with a fluorocarbon extractant. WO 94/02439 discloses a method for removing chlorine-containing impurities from pentafluoroethane by selectively reacting chlorocarbons with hydrogen. EP 612709 discloses a similar method for removing chloropentafluoroethane from pentafluoroethane by selectively reacting chlorocarbon with fluorine. Such a process is expensive to perform and may result in some loss of pentafluoroethane due to the reaction. WO 94/22793 discloses a method for separating chloropentafluoroethane from pentafluoroethane by contacting the mixture with certain molecular sieves or activated carbon. This method requires periodic desorption of chloropentafluoroethane from the adsorbent, and thus requires a multi-stage apparatus for continuous operation. Hydrofluoric acid (HF) is usually a common component of various fluorination reactions that can be used to make HFC-125, and complete removal from HFC-125 is likewise possible. Extremely difficult. Hydrofluoric acid and HFC-125 form an azeotrope that makes complete separation of hydrofluoric acid from HFC-125 by general distillation virtually impossible. The formation of an azeotropic or azeotrope-like composition between HFC-125 and hydrofluoric acid is disclosed in WO 96/09271. The presence of HF in HFC-125 is considered undesirable. One method for removing HF from HFC-125 involves scrubbing HFC-125 with water. However, such a method reduces the value of the washed HF as a raw material in that it cannot be recycled back to the HFC-125 reactor, and it can be subsequently treated prior to disposal. Require a water wash to be treated and introduce water into the HFC-125 product. Difluoromethane (CH2F2 or HFC-32) is another desirable chlorine-free fluorocarbon that also has value as a refrigerant and among other uses. HFC-32 can be produced, for example, by catalytic fluorination of dichloromethane (HCC-30 or methylene chloride) with HF. HFC-32 forms an azeotropic or azeotrope-like composition with CFC-115, and the presence of this azeotrope is described by R.C. C. "Fluorocarbon Refrigerant Handbook" by Downing, Prentice Hall, 1988; U.S. Patent No. 3,470,101 to Broadley; and Mears et al., Journal of Chemical and Engineering Data, vol. 3, July 1968, in "Pressure-Volume-Temperature Behavior of Mixtures of Difluoromethane and Pentafluoroethane". The disclosures of the patents and publications mentioned hereinbefore are incorporated herein by reference. Cross-reference with related non-provisional patents and patent applications Co-pending and commonly assigned, filed February 7, 1994, entitled "Method for separating pentafluoroethane from a mixture comprising halogenated hydrocarbons and chloropentafluoroethane" U.S. Patent Application Serial No. 08 / 192,663 (corresponding to PCT Publication No. WO 95/21147) discloses HFC- by using at least one hydrocarbon, hydrochlorocarbon and chlorocarbon as an extractant. An extractive distillation method for removing CFC-115 from 125. A simultaneous application filed on February 7, 1994 and February 1, 1995, entitled "Method for Separating Pentafluoroethane from a Mixture Comprising Halogenated Hydrocarbons and Chloropentafluoroethane" No. 08 / 192,664 and 08 / 378,349 (corresponding to PCT Publication No. WO 95/21148), pending and commonly assigned U.S. patent applications Ser. And an extractive distillation method for removing CFC-115 from HFC-125. Co-pending and commonly assigned U.S. Patent Application Serial No. 08 / 146,334, filed November 1, 1993 and entitled "Dihalomethanes and azeotropes of dihalomethanes containing fluorine" Patent Attorney Docket No. CR-943 6) (corresponding to PCT Publication No. WO 95/12563) and related Serial No. 08 / 458,604, filed on June 2, 1995, are catalysts. A process for producing HFC-32 by contacting HCC-30 (CH2Cl2) and HF during the presence of HFC-30. Filed on March 9, 1994 as a continuation-in-part application of Serial No. 08 / 055,486, filed April 30, 1993 (corresponding to PCT Publication No. WO 94/25419), and U.S. Patent Application Serial No. 08 / 208,256 entitled "Azeotropic and Azeotropic-Like Compositions and Methods for Separating HCl and Halocarbons" Document No. CH-2191 A) discloses the use of an azeotrope formed between HFC-125 and CFC-115 to purify HFC-125. U.S. Pat. No. 5,421,964 discloses that HCl is difficult to remove from HFC-125. HCl and HFC-125 exhibit a vapor-liquid equilibrium pinch point that makes complete separation of HFC-125 from HCl difficult. Co-pending and commonly assigned US Patent Application Serial No. 08 / 309,376, filed September 20, 1994 and entitled "Process for Purification of Pentafluoroethane Products" Agent Document No. CH-2396 (corresponding to PCT Publication No. WO 96/09271) discloses the use of an azeotrope formed between HFC-125 and HF. The disclosures of the above-mentioned co-pending and commonly assigned U.S. patents, patent applications and PCT publications are incorporated herein by reference. Summary of the Invention The present invention addresses the problems associated with general methods by providing a method for purifying HFC-125 by using the HFC-32 / CFC-115 azeotrope to separate or purify fluorocarbon-containing mixtures. Solve. The present invention further provides a method for purifying HFC-125 by using an HFC-32 / HFC-125 azeotrope to separate HF and fluorocarbon-containing mixtures, for example, where HF is the bottom of a distillation column. It solves the problems associated with the general process by providing a process that is recovered as a stream and the HFC-125 / HFC-32 exits as an overhead stream. The present invention is further directed to the use of HFC-32 as an extractant, for example, by recovering HFC-125 / HFC-32 as a bottoms stream from a distillation column and extracting HCl / CFC-115 as a top stream. Solves problems associated with common distillation methods. The present invention further relates to a process for separating HFC-32 and HFC-125, for example, the azeotrope of HFC-125 / HFC-32 being distilled overhead and the azeotrope present in excess in the azeotrope. A process in which one component of the azeotrope (either HFC-125 or HFC-32) remains and exits the bottom; or alternatively, to separate HFC-32 and HFC-125 By using methylene chloride as the extractant in the extractive distillation process, HFC-32 exits the extractive distillation column with methylene chloride at the bottom and HFC-125 provides a method by which the extractive distillation column exits at the top. To solve the problems associated with strategic methods. The present invention is capable of producing HFC-125 containing less than about 2,000 ppm by weight of CFC-115 and typically less than about 500 ppm by weight of CFC-115, eg, for use as a refrigerant. it can. The present invention can also produce HFC-125 containing less than about 2,000 ppm by weight of HF, and typically less than 500 ppm by weight of HF, eg, for use as a refrigerant. In addition, the present invention provides "electronic grade" HFC-125 for use as an etchant in a plasma environment, for example, at least but preferably greater than about 99.99% pure and substantially chlorine-containing. HFC-125 free of compounds such as CFC-115 can be obtained. The present invention also solves the problems associated with general manufacturing methods by providing a method for simultaneously manufacturing HFC-125 and HFC-32. One aspect of the present invention relates to separating CFC-115 from a first mixture comprising chloropentafluoroethane (CFC-115) and pentafluoroethane (HFC-125) by an azeotropic distillation method, and The method comprises the steps of adding a minimum amount of difluoromethane (HFC-32) to the first mixture to form an azeotrope with CFC-115, thereby forming a second mixture, a distillation column Separating CFC-115 from the second mixture, HFC-125, by azeotropic distillation of a low-boiling azeotrope of CFC-115 and HFC-32 at the top of the column, and substantially removing CFC-115 from the bottom of the distillation column. Recovering a mixture of HFC-32 and HFC-125, specifically free of CFC-115. This method enables removal of CFC-115 from the first mixture with minimal loss of desired fluorocarbon and low consumption of HFC-32. In another aspect of the invention, a mixture comprising HFC-32 and HFC-125 and wherein one of these components is present in excess of the azeotropic composition is added to the HFC-125 overhead from the distillation column. And a low azeotropic mixture of HFC-32 and a second azeotropic distillation by recovering excess HFC-125 or HFC-32 over the azeotropic composition from the bottom stream of the column. be able to. If desired, the azeotropic composition of HFC-125 and HFC-32 may be azeotropically distilled under these conditions by distillation at a different pressure and temperature than the corresponding azeotropic composition. Separation can be achieved with a shift in composition. The HFC-125 substantially free of CFC-115 comprises the HFC-125 and HFC-32 precursors optionally contacted with HF over a catalyst, comprising HFC-125 and HFC-32. Producing a mixture comprising, removing impurities other than CFC-115 from the mixture by distillation or other methods, azeotropically distilling a low boiling azeotropic mixture of CFC-115 and HFC-32 at the top of a distillation column Separating the CFC-115 from a mixture comprising HFC-125 and HFC-32, and a mixture of HFC-32 and HFC-125 substantially free of CFC-115 from the bottom of the distillation column. In a method comprising recovering Further, the HFC-125, which is substantially free of HF, comprises HFC-125 and HFC-32 by contacting the HFC-125 precursor and HFC-32 precursor with HF, optionally on a catalyst. By producing a mixture, removing impurities other than HF from the mixture by distillation or other methods, by azeotropically distilling a low boiling azeotrope of HFC-125 and HFC-32 at the top of the distillation column. Separating HF from a mixture comprising HF, HFC-125 and HFC-32, producing HFC-125 and HFC-32 substantially free of HF, and removing HF from the bottom of the distillation column. In a method comprising recovering By "HFC-125 precursor" or "HFC-32 precursor" is meant any halocarbon that can be contacted with HF to produce HFC-125 or HFC-32. For example, HFC-32 and HFC-125 are HFC-32 precursors such as methylene chloride (HCC-30 or CH2Cl2) and HFC-125 precursors such as HCFC-123 (dichlorotrifluoroethane) and / or HC FC-124 ( Chlorotetrafluoroethane) can be co-produced by contacting the mixture with HF in the presence of a catalyst such as CrCl3 or Cr2O3 on a carbon support. The following formula describes a suitable method for the simultaneous production of HFC-32 and HFC-125: CH2Cl2 + CHCl2-CF3 + 4HF-> CH2F2 + CHF2-CF3 + 4HCl and / or CH2Cl2 + CHClF-CF3 + 3HF-> CH2F2 + CHF2-CF3 + 3HCl and / or CH2Cl. -CF3 + 3HF-> CH2F2 + CHF2-CF3 + 3HCl and / or CH2ClF + CHClF-CF3 + 2HF-> CH2F2 + CHF2-CF3 + 2HCl The reaction product contains a predominant amount of HFC-32 and HFC-125 together with one or more of the following: Among them, HCFC-31 (chlorofluoromethane), HCC-30 (dichloromethane or methylene chloride), CFC-114a (dichlorotetrafluoroethane), CFC-115 (chloropentafluoroethane), HCFC-124 (chlorotetramethane) Fluoroethane), HCFC-133a (chlorotrifluoroethane), HF (hydrogen fluoride), H Cl (hydrogen chloride). Impurities other than CFC-115 and hydrogen fluoride can be effectively removed from the resulting HFC-125-containing product by general distillation or other methods known to those skilled in the art. CFC-115 and / or hydrogen fluoride can be removed from HFC-125 containing products by using the distillation method of the present invention. The ability to make blends of HFC-32 and HFC-125, and other blends containing other components, utilizing the present invention is particularly desirable because such blends are commercially useful, for example, as refrigerants. In another aspect, the method of the present invention comprises separating HF from a first mixture comprising HF and pentafluoroethane (HFC-125) by an azeotropic distillation method, and the method comprises: At a minimum, an amount of difluoromethane (HFC-32) that is sufficient to form an HFC-125 / HFC-32 azeotrope with HFC-125 is added to the first mixture, thereby forming a second mixture. Separating HF from the second mixture, HFC-125, by azeotropic distillation of a low boiling azeotrope or azeotrope-like composition of HFC-125 and HFC-32 at the top of the distillation column And recovering HF from the bottom of the distillation column. In yet another aspect of the present invention, when HFC-125 and CFC-115 are distilled in the presence of HCl, HFC-32 is an extractive distillation method for separating HFC-125 and CFC-115. It has been found that it can function as an extractant. This method allows CFC-115 and HCl to exit the distillation column at the top, while allowing HFC-32 and HFC-125 to exit from the bottom. In a further aspect of the present invention, methylene chloride can be used as an extractant in extractive distillation to separate HFC-32 and HFC-125. This method allows HFC-125 to exit the distillation column at the top, while allowing methylene chloride and HFC-32 to exit from the bottom. BRIEF DESCRIPTION OF THE FIGURES FIG. 1 is a graphical representation at 0 ° C. of an azeotropic and azeotrope-like composition formed between HFC-32 and CFC-115. FIG. 2 is a graphical representation of the azeotropic and azeotrope-like compositions formed between HFC-32 and HFC-125 at about -15.3 ° C. FIG. 3 is a graphical representation of one aspect of the present invention for using extractive distillation with HFC-32 to remove HFC-125 from CFC-115 and HCl. FIG. 4 is a graphical representation of another aspect of the present invention for using extractive distillation with HFC-32 to remove CFC-115 from HFC-125. Detailed description The main components of the first mixture, pentafluoroethane (HFC-125) and chloropentafluoroethane (CFC-115), in their separated and pure state, are about -48.5 and-, respectively. It has a boiling point of 38.7 ° C. The relative volatility of HFC-125 / CFC-115 at atmospheric pressure was found to approach 1.0 when approaching 100% pure HFC-125. These data indicate that using general distillation methods will not result in the separation of substantially pure compounds. To determine the relative volatility of HFC-125 and CFC-115, the so-called PTx method was used. In this procedure, the total absolute pressure in a cell of known volume is measured at a constant temperature for various known binary compositions. The use of the PTx method is described in Harold R. et al. "Phase Equilibrium in Process Design" written by Null, Wiley-Interscience Publisher, 1970, pp. 124-126, is described in greater detail. The entire disclosure of which is incorporated herein by reference. These measurements correlate the equilibrium gas and liquid composition in the cell by expressing the liquid phase non-ideality using an activity coefficient equation model such as the Non-Ramdom, Two-Liquid (NRTL) equation. Can be attached. The use of the activity coefficient formula, for example the NRTL formula, is described in "Gas and Liquid Properties", written by Reid, Prausnitz and Poling, 4th edition, McGraw Hill, pp. 241-873, and in Stanley M. et al. It is described in greater detail in "Phase Equilibrium in Chemical Engineering", pages 165-244, written by Walas and published by Butterworth Publishers in 1985. The entire disclosure of each of the cited references specified herein is incorporated herein by reference. The behavior of hydrogen fluoride (HF) in such systems is also described in W.W. Schottte, Ind. Eng. Chem. Process Des. Dev. 1980, pages 432-439, and can be calculated by using an appropriate hydrogen fluoride association model in conjunction with the method described above. The results of the PTx measurements and the above series of calculations on the binary mixture containing HFC-125 and CFC-115 are summarized in Tables 1-3, which give the results for -25C, 0C and 25C. Similar measurements were obtained for the other binary compounds of the mixtures in the present invention and similar calculations were performed. Without wishing to be bound by any theory or explanation, the NRTL equation is sufficient to predict whether HFC-125 and CFC-115 and / or other mixtures of the following behave in an ideal manner: It is believed that the relative volatility of the components in such mixtures can be well predicted. The "Dosage" column refers to the concentration of CFC-115 in the mixture of HFC-125 and CFC-115 introduced into the PTx cell. "Relative volatility" and "mol% CFC-115" in gases and liquids were calculated from the measured pressure at the indicated temperatures. The relative volatility of CFC-115 compared to HFC-125 at somewhat lower concentrations is sufficient to allow CFC-115 to be separated by using common distillation methods. However, as one approaches 100% pure HFC-125, the relative volatility approaches almost 1.0. Relative volatility approaching 1.0 will make removal of low concentrations of CFC-115 from HFC-125 difficult, if not impossible. For example, general distillation will require the use of large and expensive distillation columns. It is anticipated to find compounds of the type that form azeotropic or azeotrope-like compositions, and to find pairs of compounds that will definitely form an azeotrope that boils at a particular temperature and / or pressure. And must be determined experimentally (ie, by measuring binary vapor-liquid equilibrium data). Literature values by different researchers on the boiling point or vapor pressure of the above compounds and / or azeotropes under various conditions indicate that a single set of azeotropic or azeotrope-like compositions changes frequently with pressure and temperature. Cannot provide consistent information to establish which compounds or azeotropic or azeotrope-like compositions will boil at a minimum under the following conditions: By "azeotrope" or "azeotropic" composition is meant a constant boiling liquid mixture of two or more substances that behaves as a single substance. One way to characterize an azeotrope or azeotropic composition or mixture is that the gas produced by partial evaporation or distillation of the liquid has the same composition as the liquid from which it was evaporated or distilled. Having, for example, the mixture distilling / refluxing without compositional change. Constant boiling compositions are characterized as azeotropic because they exhibit either the highest or lowest boiling point compared to that of a non-azeotropic mixture of the same components. An azeotropic composition can also be characterized as the maximum or minimum vapor pressure for the mixture at a particular temperature when plotted as a function of mole fraction. By "azeotropic-like" composition is meant a constant boiling or substantially constant boiling mixture of two or more substances that behave as a single substance. One way to characterize an azeotrope-like composition is that the gas produced by partial evaporation or distillation of the liquid has substantially the same composition as the liquid from which it was evaporated or distilled; For example, the mixture distills / refluxes without substantial compositional change. An azeotrope-like composition can also be characterized by a region adjacent to the maximum or minimum vapor pressure, indicated by plotting the vapor pressure at a particular temperature as a function of mole fraction. Typically, after 50% by weight of the composition has been removed, for example by evaporation or boiling off, the change between the original composition and the rest is less than about 6% relative to the original composition, and usually If less than about 3%, the composition is azeotropic. "Effective amount" is intended to refer to the amount of each component of the composition of the present invention that, when combined, results in the formation of an azeotropic or azeotrope-like composition. This definition includes the amount of each component, as long as the azeotropic or azeotrope-like composition remains at different pressures but at different possible boiling points, the amount of which may vary depending on the pressure applied to the composition. . An effective amount can also be expressed as a weight percent of each component of the composition of the present invention that forms an azeotropic or azeotrope-like composition at temperatures or pressures other than those described herein. Including quantity. Therefore, included in the present invention is that about 50% by weight of the original composition of at least one of CFC-115 and HFC-32 or of HFC-32 and HFC-125 is evaporated or boiled off. After forming the remaining composition, the change between the original composition and the remaining composition is typically less than about 6% and usually less than about 3% relative to the original composition. An azeotropic or azeotrope-like composition consisting essentially of an effective amount. In fact, any of several criteria make it possible to characterize a constant boiling mixture that can appear under many conditions, depending on the conditions chosen. The criteria are, for example, as follows. * The compositions of the present invention comprise, among other things, CFC-115 ("A") and HFC-32 ("B"), or HFC-125 ("C") and HFC-32 ("D )). Because the term "azeotrope" is both definitive and limiting at one time, and can be a constant boiling composition, an effective amount for this particular composition in question A and B (or C and D) are required. * It is well known to those skilled in the art that at different pressures, the composition of a particular azeotrope will change at least to some extent, and that changes in pressure will also change the boiling temperature, at least to some extent. ing. Thus, among other things, the azeotrope of CFC-115 ("A") and HFC-32 ("B") or of HFC-125 ("C") and HFC-32 ("D") , Having a variable composition dependent on temperature and / or pressure, but representing a unique type of relationship. Therefore, a range of compositions rather than a fixed composition is often used to define an azeotrope. * The compositions of the present invention comprise, among other things, CFC-115 ("A") and HFC-32 ("B"), or HFC-125 ("C") and HFC-32 ("D"). ) Can be defined as a particular weight percent relationship or a mole percent relationship, but such specific values point out only one particular relationship, and in fact, A, B ( It is recognized that a series of such relationships, represented by C, D) actually exist for certain azeotropes that vary with the effect of pressure. * Among others, azeotropes of CFC-115 ("A") and HFC-32 ("B"), or HFC-125 ("C") and HFC-32 ("D") are utilized. Without unduly limiting the scope of the invention by the specific numerical composition limited by the possible analyzers and only accurate as such, the boiling point at a particular pressure, and thus the particular identifying features It can be characterized by defining the composition as an azeotrope to be characterized. The azeotropic or azeotrope-like compositions of the present invention can be prepared by operating a general distillation apparatus when practicing the extractive distillation apparatus of the present invention, and by any convenient method, such as mixing, combining, among other things. It can be produced by combining effective amounts of the components. For best results, a preferred method is to weigh the desired component amounts and then combine them in a suitable container. The above mentioned problems with general distillation can be overcome in the present invention by adding HFC-32 before distillation. Under appropriate conditions, HFC-32 forms an azeotrope with CFC-115, which is a pure component of the mixture to be distilled, ie, any of HFC-32, CFC-115, or HFC-125. Are not only more volatile, but also more volatile than any of the other low-boiling azeotropes of these components, such as the azeotropes of HFC-125 / HFC-32 and CFC-115 / HFC-125. Sex. Using an azeotropic distillation method to remove CFC-115 from other pure components and azeotropes present by adding HFC-32 to a mixture comprising CFC-115 and HFC-125 Can be. When HFC-125 contains unacceptable concentrations of CFC-115, HFC-32 can be added to form an azeotrope with any CFC-115 present. The combined HFC-125 / CFC-115 / HFC-32 mixture can then be distilled in a distillation column under conditions sufficient to form a CFC-115 / HFC-32 azeotrope. This azeotrope can exit the column as a top stream and HFC-125 can be removed from the bottom. This method can reduce, for example, a 5000 ppm by weight initial concentration of CFC-115 in HFC-125 to less than about 100 ppm, most often to less than about 10 ppm. The CFC-115 / HFC-32 azeotrope described above can be formed at various temperatures and pressures. At a temperature of about 0 ° C., an azeotrope consisting essentially of about 72.6 mol% of HFC-32 and about 27.4 mol% of CFC-115 with a pressure of about 138 psia is formed. Referring now to FIG. 1, FIG. 1 shows that about 72.6 mole% of HFC- having a higher vapor pressure at 0 ° C. than either pure component or other CFC-115 / HFC-32 mixture. Performed at 0 ° C., indicating the formation of an azeotropic or azeotrope-like composition consisting essentially of HFC-32 and CFC-115, as indicated by a mixture of 32 and about 27.4 mole% CFC-115. The result of the measurement is shown graphically, where the composition of the gas space in the highest pressure region is the composition of the azeotropic mixture at a specific temperature. Based on this result and the previously mentioned NRTL citation, an azeotrope consisting essentially of about 92.4 mole% HFC-32 and about 7.6 mole% CFC-115 having a pressure of 790 psia. Also form at about 75 ° C., and have a pressure of about 19.4 psia. It has been determined that an azeotrope consisting essentially of 7 mole% HFC-32 and about 29.3 mole% CFC-115 also forms at about -50 ° C. The finding that the CFC-115 / HFC-32 azeotrope or azeotrope-like composition changes depending on temperature and pressure, if desired, subsequently separates HFC-32 from CFC-115, A method is provided for separating a boiling mixture into its components. If the CFC-115 / HFC-32 azeotropic or azeotrope-like composition formed under one temperature / pressure combination is then distilled under a different temperature / pressure combination, the azeotrope The composition will be varied such that one component, HFC-32 or CFC-115, is now in excess over the newly formed azeotrope composition. The newly formed azeotrope or azeotrope-like composition can then be distilled overhead, during which excess components are recovered as bottoms. The HFC-32 / CFC-115 from the azeotropic distillation previously described, or HFC-32 in an azeotropic or azeotrope-like composition, if desired, (1) the CFC-115 / HFC-32 mixture can be -115 / HFC-32 followed by distillation under conditions that form an azeotropic or azeotrope-like composition [where the CFC-115 concentration in the azeotropic or azeotrope-like composition is greater than in the first mixture. Less than HFC-32], (2) distilling the CFC-115 / HFC-32 azeotrope overhead, and (3) present in excess over the CFC-115 / HFC-32 azeotrope CFC-115 can be removed from CFC-115 by recovering it as a CFC-115 bottoms product substantially free of HFC-32. By "substantially free" is meant that the CFC-115 bottoms product contains less than about 500 ppm HFC-32, more typically less than about 50 ppm. Conversely, HFC-32 / CFC-115 from the azeotropic distillation previously described may be used to convert CFC-115 in an azeotropic or azeotrope-like composition to (1) CFC-115 / HFC- 32 mixture is subsequently distilled under conditions that form a CFC-115 / HFC-32 azeotropic or azeotrope-like composition [where the HFC-32 concentration in the azeotropic or azeotrope-like composition is Less for CFC-115 than in one mixture], (2) distilling the CFC-115 / HFC-32 azeotrope overhead, and (3) distilling the CFC-115 / HFC-32 azeotrope HFC-32, which is also present in excess, can be removed from HFC-32 by recovering it as an HFC-32 bottoms product substantially free of CFC-115. By "substantially free" is meant that the HFC-32 bottoms product contains less than about 500 ppm of CFC-115, more typically less than about 50 ppm. The possible residual HFC-32 in the HFC-125 product from the first azeotropic distillation is, if desired, (1) effective conditions to form an HFC-125 / HFC-32 azeotrope. Subsequently distilling the HFC-125 / HFC-32 mixture below, (2) distilling the HFC-125 / HFC-32 azeotrope as the overhead product stream, and (3) HFC-125 / HFC HFC-125 present in excess of the -32 azeotrope can be removed by recovery as an HFC-125 bottoms product, for example, an HFC-125 product substantially free of HFC-32. By "substantially free" is meant that the HFC-125 bottoms product contains less than about 500 ppm of HFC-32, more typically less than about 50 ppm of HFC-32. Furthermore, the HFC-125 / HFC-32 azeotrope can also be formed at various temperatures and pressures. At a temperature of about −15.3 ° C., an azeotrope consisting essentially of about 9.1 mol% HFC-125 and about 90.9 mol% HFC-32 with a pressure of about 70.3 psia Can be generated. Referring now to FIG. 2, FIG. 2 shows that about -90.9 moles having a higher vapor pressure at −15.3 ° C. than either pure component or other HFC-32 / HFC-125 mixture. -15%, indicating the formation of an azeotropic or azeotrope-like composition consisting essentially of HFC-32 and HFC-125, as indicated by a mixture of about 15% HFC-32 and about 9.1 mole% HFC-125. The results of measurements performed at 0.3 ° C. are shown graphically, where the composition of the gas space in the highest pressure region is the composition of the azeotrope at a particular temperature and pressure. At about 44 ° C., it was found that an azeotrope consisting essentially of about 96.0 mol% HFC-32 and 4.0 mol% HFC-125 was formed having a pressure of about 406 psia. Based on these results and the previously mentioned NRTL citation, it consists essentially of about 84.9 mole% HFC-32 and about 15.1 mole% HFC-125 with a pressure of 16.2 psia. It has been determined that an azeotrope can be formed at a temperature of about -50C. The discovery that the HFC-125 / HFC-32 azeotropic composition varies depending on temperature and pressure also provides a method for separating the components of the HFC-125 / HFC-32 azeotrope. For example, if the HFC-125 / HFC-32 azeotrope formed under one temperature / pressure combination is then distilled under a different temperature / pressure combination, the composition of the azeotrope will be: One component, HFC-32 or HFC-125, will now be varied in excess to the newly formed azeotrope composition. The newly formed azeotropic composition can then be distilled as the top product of the distillation column, during which excess components can be recovered as the bottoms. The azeotropic distillation method described above is particularly useful when used with a method for the simultaneous production of HFC-32 and HFC-125. For example, an HFC-125 / HFC-32 mixture can be co-produced by contacting a mixture comprising methylene chloride and chlorotetrafluoroethane (eg, HCFC-124) with hydrogen fluoride. The HFC-125 / HFC-32 product stream may contain unacceptable amounts of CFC-115, which is distilled from the CFC-115 / HFC-32 azeotrope as the overhead stream. It can be thereby removed from the HFC-125 / HFC-32 product by removing CFC-115 and eliminating the need to separate HFC-125 and HFC-32. The co-produced HFC-125 / HFC-32 product stream may also contain unacceptable amounts of HF, which is converted to an HFC-125 / HFC-32 azeotrope overhead stream. It can be removed from the HFC-125 / HFC-32 product by distillation, leaving HF leaving the bottom. As discussed above, when manufacturing HFC-125 without HFC-32, HFC-32 can be added to allow for the removal of HF from HFC-125. A particularly desirable method enabled by the present invention involves HFC-32 synthesized with or subsequently added to HFC-125, including HF and CFC-115. The presence of HFC-32 makes it possible to separate HFC-125 from HF in the first column by removing the HFC-32 / HFC-125 azeotrope as distillate, and then to separate HF from the column. It can be recycled from the bottom to the fluorination reactor. The presence of HFC-32 also causes the formation of the CFC-115 / HFC-32 azeotrope and the distillation of the CFC-115 / HFC-32 azeotrope at the top of the HFC-32 in a second column. Separation of CFC-115 from 125 makes it possible to recover HFC-125 from the bottom as a product substantially free of HF and CFC-115. By "substantially free" is meant that the HFC-125 product contains less than about 500 ppm HF and CFC-115, and more typically less than about 50 ppm HF and CFC-115. The presence of hydrogen chloride (HCl) in the HFC-125 / CFC-115 containing stream further increases the difficulty of separating CFC-115 from HFC-125 compared to the absence of HCl. When the CFC-115 / HFC-32 mixture also contains HCl, HFC-32 can be used as an extractant in an extractive distillation that allows effective separation of HFC-125 from CFC-115 and HCl. Extractive distillation is when the components of the mixture will have different volatility, but such differences are not enough to allow the components to be effectively separated by using common distillation Can be used. An HFC-32 extractant that allows the difference in volatility of the components in the starting material to be increased so that the relative volatility is sufficient to allow for separation of the components in the distillation column. Added. As previously disclosed in US Pat. No. 5,421,964, incorporated herein by reference, HCl forms a vapor-liquid equilibrium pinch point with HFC-125 and an azeotrope with CFC-115. Can be formed, which makes the separation of HFC-125 or CFC-115 from HCl by general distillation inefficient and expensive. Such interactions further inhibit removal of CFC-115 from HFC-125 during the presence of HCl. According to the present invention, HFC-32 can be used as an extractant when distilling a HCl / HFC-125 / CFC-115 mixture. In the presence of HFC-32, HCl and CFC-115 are more volatile than HFC-125. As a result, HFC-125 can be removed at the bottom of the extractive distillation column along with HFC-32. This aspect of the invention is illustrated by FIG. Referring now to FIG. 3, the HFC-32 extractant is supplied to the upper feed point of the extractive distillation column. 1 Introduce in. On the other hand, the first mixture requiring separation containing HCl, CFC-115 and HFC-125 was added to a relatively lower point in the column. 2 Introduce in. The HFC-32 extractant flows downward through a tray located at the center of the column and contacts the first mixture, thereby producing a second mixture. During the presence of HFC-32, HCl and CFC-115 become more volatile than HFC-125, so that HFC-125 relatively free of HCl and CFC-115 exits the bottom. Becomes possible. Tower top as tower offgas 3 And HCl coming out of a conventional reflux condenser 4 Can be condensed. Reflux at least part of this condensed stream 5 Back to the tower as the distillate 6 Can be taken out as HFC-125 and HFC-32 are at the bottom of the tower 7 A third mixture exiting from the reactor can be constituted and in turn recovered as a product or sent to yet another distillation column for separation. The particular conditions that can be used to practice the present invention will depend on a number of parameters, such as the diameter of the column, the feed point, and the number of separation stages in the column, among others. The operating pressure of the extractive distillation system may range from about 15 to 350 psia, usually about 50 to 300 psia. Typically, increasing the HFC-32 feed rate relative to the CFC-115 / HFC-125 / HCl feed rate causes an increase in the purity of the separated HCl and CFC-115 relative to HFC-125. Usually, increasing the reflux results in reduced HFC-32 and HFC-125 in the overhead distillate. The temperature of the condenser located adjacent the top of the column is usually sufficient to substantially condense HCl and CFC-115. As previously discussed, a mixture of HFC-125 and HFC-32 co-produced in accordance with the present invention or obtained from any other suitable source can be used to form an HFC-125 / HFC-32 azeotrope. Therefore, it is difficult to separate them. When it is desirable to separate either HFC-125 or HFC-32 from a first mixture of HFC-125 and HFC-32, an extractive distillation process that allows for effective separation of HFC-125 from HFC-32 is provided. Methylene chloride can also be used as an extractant. HFC-32 can be subsequently separated from methylene chloride by any of a number of known techniques, such as simple distillation. The particular conditions that can be used to practice the present invention also depend on a number of parameters, such as the diameter of the column, the feed point, the number of separation stages in the column, among others. The operating pressure of the extractive distillation system may range from about 15 to 350 psia, usually about 50 to 300 psia. Typically, increasing the methylene chloride feed rate relative to the HFC-125 / HFC-32 feed rate causes an increase in the purity of the separated HFC-125 relative to HFC-32. Usually, increasing the reflux results in reduced methylene chloride in the overhead distillate. The temperature of the condenser located adjacent to the top of the column is usually sufficient to substantially condense HFC-125. Although the above description places particular emphasis on separating certain compounds, the method of the present invention can be used under a wide range of conditions and materials. For example, the process of the present invention comprises the steps of: converting a mixture comprising HFC-143a (1,1,1-trifluoroethane) and CFC-115 by HFC-32, and an HFC-32 / CFC-115 azeotrope. Using it to separate CFC-115 by distilling it as the overhead product, thereby allowing the recovery of HFC-143a from the bottom, for example HFC-143a substantially free of CFC-115 Can be. The process of the present invention also comprises adding a CFC-115 from a mixture comprising HFC-143a and HFC-32 and distilling an HFC-32 / CFC-115 azeotrope as an overhead product, whereby the column It can be used to remove HFC-143a from the bottom by allowing recovery of HFC-143a, eg, HFC-143a substantially free of HFC-32. Alternatively, HFC-32 can be removed from the mixture comprising HFC-143a / HFC-32 / CFC-115 by distilling the HFC-32 / CFC-115 azeotrope overhead. . Furthermore, the present invention relates to the addition of HFC-32 from a mixture comprising HCFC-22 (chlorodifluoromethane) and CFC-115, and to the HFC-32 / CFC-115 azeotrope as overhead product Can be used to remove CFC-115 by distilling it, thereby recovering HCFC-22 from the bottom, for example, HCFC-22 substantially free of CFC-115. Alternatively, CFC-115 is removed from a mixture comprising HCFC-22 / CFC-115 / HFC-32 by distilling the HFC-32 / CFC-115 azeotrope as the overhead product. Can be. Still further, the invention includes, among other things, blends or mixtures containing one or more members from the group of HCFC-22, HFC-32, HFC-125, HFC-134, HFC-134a, HFC-143a. It can be used to remove CFC-115 from a wide range of fluorocarbons. Certain aspects of the invention are illustrated by the following examples. These examples are provided only to further illustrate certain aspects of the method of the present invention, and do not limit the scope of the appended claims. In the following examples and comparative examples, "ppm" and "ppmw" are the concentrations in parts per million by weight of the compounds in the identified stream. In the following examples and comparative examples, “pph” and “lbs./hr” are pounds per hour of the named compound or stream. Comparative Example 1 In this comparative example, steam containing 1000 pph HFC-125 and 5 pph CFC-115 is fed to a distillation column containing 101 stages, assuming it is operated at 100% efficiency. The goal was to obtain HFC-125 containing only 10 ppm CFC-115 by weight. The tower is operating at 194.7 psia, the condenser is operating at 23.8 ° C, and the reboiler is operating at 24. Operating at 4 ° C. The feed is entering at -25 ° C. The reflux ratio was varied to see the effect on the HFC-125 composition. The results are shown in Table 4. In this comparative example, the HFC-125 product is withdrawn overhead and an attempt is made to separate by general distillation, with CFC-115 leaving in the afterstream. Afterstream flow was set to about 50% of the incoming feed flow. Withdrawing significant amounts of HFC-125 into the tail stream and even at extremely high reflux rates, the HFC-125 product does not even begin to approach the desired purity. The efficiency with which CFC-115 can be separated from HFC-125 by general distillation is limited. Example 1 In this example, azeotropic distillation is used to separate CFC-115 from a mixture of HFC-125 and CFC-115 by adding HFC-32 to the mixture. About 1.5 lbs. / Hr of HFC-32 at 99.5 lbs. / Hr HFC-125 and 0.5 lbs. / Hr to the first stream of CFC-115. Next, the combined stream is fed to a distillation column. The distillation column has 72 stages (with a column condenser labeled stage 1) assuming it runs on a 100% efficiency basis. The feed mixture is fed into stage 15 at -15 ° C. The column was operated under conditions such that an azeotrope of CFC-115 and HFC-32 was formed and distilled overhead, where the overhead offgas was condensed and some of the reflux And the remainder is removed as tower distillate. The column is operated at about 80 psig, the condenser is operated at -9C and the reboiler is operated at 0C. The bottoms are removed from the column as HFC-125 product. The following table (Table 5) shows various column flows and compositions, and the product of this example is obtained from the bottoms stream. This example demonstrates adding HFC-32 to a first mixture comprising HFC-125 and CFC-115, and then forming a CFC-115 / HFC-125 azeotrope and distilling overhead. Distilling the combined mixture under suitable conditions allows to remove substantially all of the CFC-115 from the first mixture, i.e., producing HFC-125 substantially free of CFC-115 To do so. Calculations show that the bottom HFC-125 contains only about 10 ppm by weight of CFC-115. In this case, the undesired CFC (115) is replaced by a lower level, more acceptable HFC (32). The consumption of 32 for this case is 1 lb. About 3 lb s. It is. Such an amount of HFC-32 is in excess of the HFC-32 / CFC-115 azeotrope composition and, therefore, the amount of HFC-32 used in this example can be reduced if desired. Could be reduced. Example 2 In this example, a second azeotropic distillation is used in combination with the first distillation described in Example 1 to separate and reduce the amount of residual HFC-32 in the HFC-125 product. In this second distillation, residual HFC-32 is removed at the top as an HFC-125 / HF C-32 azeotrope. The flow numbers referred to in this embodiment correspond to those shown in FIG. Referring now to FIG. 4, about 1.5 lbs. / Hr HFC-32 8 Is 99.5 lbs. / Hr of HFC-125 and 0.5 lbs / hr of CFC-115 9 To be added. Next, the combined flow 10 To a first distillation column having the design and operating conditions as described in Example 1. 11 To supply. An azeotrope of CFC-115 and HFC-32 is formed and the overhead 12 The first column is operated under conditions such that it is distilled as, where the overhead gas is condensed and some 13 To the tower as the rest and the rest of the tower distillate 14 Take out as. Tower bottom flow Fifteen The second distillation column 16 To supply. This second tower 16 Has 57 stages (with a tower condenser labeled stage 1) assuming it runs at 100% efficiency. The feed mixture is fed over stage 25 at a temperature of about 0 ° C. The column operates at about 95 psia, the condenser operates at about -1 ° C, and the reboiler operates at about 0 ° C. An azeotrope of HFC-125 / HFC-32 is formed and the overhead 17 The second column is operated under conditions such that it is distilled as, where the overhead offgas is condensed and some portion is refluxed. 18 And return it to the tower. Distillate the rest 19 As the first tower 11 To the top of step 15. Bottom flow of the second tower 20 Is the final HFC-125 product. The following table (Table 6) shows various column flows and compositions, and the product of this example is obtained from the bottoms stream of the second column. This example demonstrates adding HFC-32 to a first mixture containing HFC-125 and CFC-115, and then forming a CFC-115 / HFC-32 azeotrope and distilling overhead. It is shown that distilling the combined mixture under mild conditions makes it possible to remove substantially all of the CFC-115 from the product HFC-125. The bottom HFC-125 of the first column contains only about 10 ppm by weight of CFC-115, and the undesired CFC-115 is replaced by lower levels of more acceptable HFC-32. In cases where this residual HFC-32 in HFC-125 is not desirable, this example shows that an HFC-125 / HFC-32 azeotrope is formed and distilled to the top and the bottom product HFC FIG. 3 shows how HFC-32 can then be reduced by distilling it (HFC-125 containing HFC-32) in a column operated to remove HFC-32 from -125. . Example 3 In this example, 49.75 lbs. / Hr of HFC-32. 75 lbs. / Hr HFC-125 and 0.50 lbs. / Hr of CFC-115, from which it is desired to remove CFC-115. Next, the combined stream is fed to a distillation column. The distillation column has 32 stages (with a column condenser labeled stage 1) assuming it runs at 100% efficiency. The feed mixture is fed over stage 10 at a temperature of about -15 ° C. The column is operated at about 80 psig, the condenser is operated at about -11 ° C, and the reboiler is operated at about -5 ° C. The following table (Table 7) shows various column flows and compositions, and the products of this example are shown in the bottoms stream. This example demonstrates adding HFC-32 to a first mixture comprising HFC-125 and CFC-115, and then forming a CFC-115 / HFC-32 azeotrope and distilling overhead. Distilling the combined mixture under suitable conditions removes substantially all of the CFC-115 from the HFC-125 / HFC-32 product stream, and thus is substantially free of CFC-115, HFC-125 / HFC-32, which contains only about 5 ppm by weight of CFC-115, as bottom product. Example 4 Example 4 includes 57 stages, assuming the column operates at 100% efficiency, and is similar to Example 3 except that a lower reflux ratio is used. The column feed enters stage 12, the condenser is operating at a temperature of about -10C, the reboiler is operating at about -5C, and the tower is operating at about 80 psig. The following table (Table 8) shows various column flows and compositions, and the products of this example are shown in the bottoms stream. This example shows that equivalent results to Example 3 can be obtained at much lower reflux ratios by adding additional columns to the column. Comparative Example 2 In this comparative example, 2080 lbs. / Hr HFC-125 and 3810 lbs. / Hr of HF to the distillation column. The distillation column has 62 stages (with a column condenser labeled stage 1) assuming operation at 100% efficiency. The feed mixture is fed in at -10 <0> C over stage 45. The column operates at about 100 psig, the condenser operates at 4.6 ° C, and the reboiler operates at 63.1 ° C. The reflux ratio is 2/1 and the distillate / feed ratio is 0.995 (based solely on the HFC-125 feed stream). The following table (Table 9) shows the results of this distillation. In this comparative example, the higher boiling HF exits at the bottom, while HFC-125 exits at the top. However, significant HF remains in the overhead HFC-125 due to the azeotrope formed between HF and HFC-125. As a result, this limits the efficiency of HF removal from the product HFC-125 by general distillation. Comparative Example 3 This comparative example is similar to comparative example 2 except that the reflux ratio was increased to 100/1. The following table (Table 10) shows the results of this distillation. This comparative example shows that, despite a significant increase in the reflux ratio, the efficiency of the separation of HF from the HFC-125 exiting the top is increased due to the presence of the HF / HFC-125 azeotrope. Indicates that there was no. Comparative Example 4 In this comparative example, 2080 lbs. / Hr HFC-32 and 3810 lbs. / Hr of HF to the distillation column. The distillation column has 42 stages (with a column condenser labeled stage 1) assuming that it operates at 100% efficiency. The feed mixture is fed in at -10 <0> C over stage 25. The column is operated at about 100 psig, the condenser is operated at -0.86C and the reboiler is operated at 89.1C. The reflux ratio is 1/1 and the distillate / feed ratio is 0.998 (based solely on the HFC-32 feed stream). The following table (Table 11) shows the results of this distillation. In this comparative example, the higher boiling HF exits at the bottom, while HFC-125 exits at the top. This comparative example can be compared to Comparative Example 3, which uses a larger column and a much higher reflux ratio to remove HF from HFC-125. This comparative example shows that it is much easier to separate HF from HFC-32 than to remove HF from HFC-125 by general distillation. This is because HFC-32 does not form an azeotropic or azeotrope-like composition with HF. Example 5 This example shows that HFC-32 was already added to the column feed stream, the condenser was operating at 0 ° C, the reboiler was operating at 88 ° C, and the distillate / feed ratio was HFC-32 + HFC- It is the same as Comparative Example 2 except that it is 0.995 based on the supply flow of 125. The following table (Table 12) shows the results of this distillation. This example shows a significant reduction in HF exiting with HFC-125, even while operating at a relatively low reflux ratio. It also shows a significant increase in the amount of HFC-125 supplied, which is recovered as a deoxidized overhead product. This example illustrates the value of adding HFC-32 or having HFC-32 in combination with HFC-125 for separation of HF and HFC-125. Comparative Example 5 In this example, the off-gas stream from the reaction producing HFC-125 as a product is fed to a distillation column. This column has 62 stages (with a column condenser labeled stage 1) assuming it is operated at 100% efficiency. The feed mixture is fed over stage 45 at a temperature of about -10C. The column operates at about 100 psig, the condenser operates at about 4.58 ° C, and the reboiler operates at about 47.30 ° C. The reflux ratio is 20/1. The following table (Table 13) shows the various tower flows and compositions resulting from this comparative example. Here, HF = hydrogen fluoride F114a = dichlorotetrafluoroethane (CFC-114a) FII5 = chloropentafluoroethane (CFC-115) F123 = dichlorotrifluoroethane (HCFC-123) F124 = chlorotetrafluoroethane (HCFC- 124) F125 = Pentafluoroethane (HFC-125) F133a = Chlorotrifluoroethane (HCFC-133a) F134a = Tetrafluoroethane (HFC-134a) In the general distillation of off-gases from HF, it is not possible to effectively remove HF from HFC-125 exiting the column due to the formation of an HFC-125 / HF azeotrope. Example 6 This example is the same as Comparative Example 5, except that HFC-32 is now added to the tower feed stream. The following table (Table 14) shows the various column flows and compositions resulting from this example. Here, HF = hydrogen fluoride F32 = difluoromethane (HFC-32) F114a = dichlorotetrafluoroethane (CFC-114a) FII5 = chloropentafluoroethane (CFC-115) F123 = dichlorotrifluoroethane (HCFC-123) F124 = chlorotetrafluoroethane (HCFC-124) F125 = pentafluoroethane (HFC-125) F133a = chlorotrifluoroethane (HCFC-133a) F134a = tetrafluoroethane (HFC-134a) And HFC-32 to the first mixture comprising CFC-115 and CFC-115, and then under conditions such that an HFC-32 / HFC-125 azeotropic or azeotrope-like composition is formed and distilled overhead. Distill the combined mixture This means that substantially all of the HF is removed from the HFC-125 / HFC-32 product stream, and is thus substantially free of HF, for example, HFC-125 / HFC-125 containing only about <5 ppm HF by weight. HFC-32 can be produced as overhead product. To subsequently remove CFC-115 from the HFC-32 / HFC-125 product stream, the azeotropic distillation of the present invention shown in the previous example can be used. Comparative Example 6 In this comparative example, a stream consisting of 2100 pph of HFC-125, 15 pph of CFC-115 and 600 pph of HCl was distilled from a distillation column on an equal basis to HFC-125 containing 7092 ppm by weight of CFC-115 on an organic basis only. To supply. The distillation column has 72 stages assuming operation at 100% efficiency and operates at 250 psig. The condenser is operated at -13C and the bottom is operated at 36C. The reflux flow rate is 10,000 pph. The feed stream is fed to the column to enter at stage 40 (where the condenser is labeled stage 1). The goal of this distillation is to produce HFC-125 with 100 ppm or less of CFC-115. The results of this distillation are shown in Table 15. As can be appreciated, these results show that this is completely ineffective to give the desired result. The HFC-125 exiting the column as the bottom has 6373 ppmw of CFC-115 [expressed as the ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. This negligible change in the CFC-115 content of the product relative to the feed also involves almost 0.9% of the HFC-125 fed with the feed stream leaving with the overhead. Comparative Example 7 This comparative example is the same as comparative example 8, except that in this comparative example the HCl feed is provided in stage 40, while HFC-125 and CFC-115 are provided in stage 15. The results of this distillation are shown in Table 16. Even by shifting the feed point of HFC-125 / CFC-115 relative to HCl, which is expected to increase the function of HCl as an entrainer, this is completely sufficient to give the desired result. Stay invalid. HFC-125 exiting the column as bottoms has 6312 ppmw of CFC-115 [expressed as the ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. This negligible change in CFC-115 content also indicates that almost 1.6% of the HFC-125 fed with the feed stream leaves with the overhead, ie, HFC-125 recovery for Comparative Example 6. With a decrease in Comparative Example 8 This comparative example is similar to the comparative example except that the reflux stream was increased to 40,000 pph, the column pressure was reduced to 150 psig, the distillate temperature was -28 ° C and the bottom temperature was 18 ° C. This is the same as Comparative Example 7. The results of this distillation are shown in Table 17. Increasing the distillate ratio is not yet effective in achieving the desired results. The HFC-125 exiting the column as bottoms has 4075 ppmw of CFC-115 [expressed as the ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. This negligible change in CFC-115 content also involves almost 1.3% of the HFC-125 fed with the feed stream leaving with the overhead distillate. Comparative Example 9 This comparative example is the same as comparative example 8 except that the HCl supply flow rate was increased to 5000 pph. The results of this distillation are shown in Table 18. Increasing the HCl feed rate is not yet effective in achieving the desired result. The HFC-125 exiting the column as bottoms has 677 ppmw of CFC-115 [expressed as the ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. This inadequate change in CFC-115 content is also accompanied by almost 13.5% of the HFC-125 fed with the feed stream leaving with the overhead distillate, ie a significant recovery loss of HFC-125 . Comparative Examples 6, 7, 8, and 9 above show that distilling HFC-125, CFC-115, and HCl using general distillation provides high HFC-125 recovery as well as low CFC-115 content. Indicates that it is ineffective for obtaining HFC-125. Comparative Example 10 This comparative example is the same as comparative example 6, except that HFC-32 is additionally supplied at 2100 pph and in the same stage (stage 40) as the other components. The results of this distillation are shown in Table 19. Adding HFC-32 as a feed component, which is introduced in the same distillation column stage as the other components, is not yet effective in achieving the desired results. HFC-125 exiting the column as bottoms contains 5782 ppmw of CFC-115 [expressed as the ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. Example 7 This example feeds HFC-32 in stage 20 while supplying the HCl, HFC-125, CFC-115 feed stream in stage 50, ie, using HFC-32 as the extractant in this distillation. Except for the above, it is the same as Comparative Example 10. The results of this distillation are shown in Table 20. This example shows some distinct differences and advantages compared to the previous Comparative Examples 6, 7, 8, 9, and 10. In contrast to the previous comparative example, the HFC-125 product obtained by operating according to this example has a CFC of 76 ppmw [expressed as a ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. It only contains -115. That is, it is effective in obtaining the desired low CFC-115 content in HFC-125. It is certainly with high HFC-125 recovery. That is, 99.9% of the supplied HFC-125 is truly recovered as a product. It is certainly so with virtually no HCl exiting the column with the main HFC-125 stream, ie, effective separation of HCl and HFC-125. This is a surprising and unexpected result when considering the difficulties shown in performing the HCl, CFC-115 and HFC-125 separations in the previous comparative example. This example shows that for effective separation, HFC-32 must be fed into the column above the main feed containing HCl, CFC-115 and HFC-125, Rather than simply feeding HFC-32 into the column in the same stream as HCl, HFC-125 and CFC-115, HCl and CFC from the HFC-125 / HCl / CFC-115 containing mixture 4 indicates that it must be used as extractant in extractive distillation for effective separation of HFC-125 from -115. Example 8 This example feeds HFC-32 at 1050 pph over stage 15, while feeding the HCl, CFC-115, HFC-125 mixture at the same flow rate as in example 7, but over stage 40. Other than the above, it is the same as the seventh embodiment. The results of this distillation are shown in Table 21. In contrast to Comparative Examples 6, 7, 8, 9, and 10, the HFC-125 product contained 48 ppm of CFC-115 [expressed as the ratio of [CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. It just includes. That is, it is effective in obtaining the desired low CFC-115 content in HFC-125. That is certainly the case with high HFC-125 recovery. That is, 99.6% of the supplied HFC-125 is truly recovered as a product. It is certainly so with virtually no HCl exiting the column with the main HFC-125 stream, ie, effective separation of HCl and HFC-125. Example 9 This example is the same as Example 8 except that HFC-32 is supplied at 525 pph. The results of this distillation are shown in Table 22. The HFC-125 product contains 559 ppm of CFC-115 [expressed as the ratio of CFC-115 / (CFC-115 + HFC-125)]. That is, it is no longer as effective in obtaining the desired low CFC-115 content in HFC-125. This example demonstrates that ppm CFC-115 in HFC-125 can be controlled by adjusting the HFC-32 extractant feed rate, with higher HFC-32 feed rates resulting in higher removal. Show. Example 10 In this example, a first distillation column comprising 82 stages (where the condenser is named stage 1) assuming that the feed stream containing the reaction off-gas products from the HFC-125 process is operated at 100% efficiency To supply. This reactor off-gas is fed at a temperature of 34 ° C. over column 50 of the tower. The column is operated at a pressure of 250 psig, the condenser is operated at -13C, the reboiler is operated at 50C and the reflux ratio is about 1.7. A second feed stream comprising HFC-32 and HCl, produced as part of the reaction off-gas product from the HFC-32 process, is fed at a temperature of -11 [deg.] C over the same distillation column stage 20. Next, the bottoms of the first column are sent as feed to the second column. The second column includes 62 stages, including a condenser labeled stage 1, assuming operation at 100% efficiency, and the feed to this column is fed over stage 45. The column is operated at 100 psig, the condenser is operated at 0 ° C., the reboiler is operated at 53 ° C., and the column is operated with a reflux ratio of about 1. The results of this distillation are shown in Table 23. Here, HF = hydrogen fluoride HCl = hydrogen chloride F32 = difluoromethane (HFC-32) F114a = dichlorotetrafluoroethane (CFC-114a) FII5 = chloropentafluoroethane (CFC-115) F123 = dichlorotrifluoroethane ( HC124) F124 = chlorotetrafluoroethane (HCFC-124) F125 = pentafluoroethane (HFC-125) F133a = chlorotrifluoroethane (HCFC-133a) F134a = tetrafluoroethane (HFC-134a) To obtain a significantly increased separation of some of the original feed stream components, and most particularly an HFC-125 product stream substantially free of CFC-115, HF, and HCl, How it works Indicating whether it is able to be combined. Comparative Example 11 In this comparative example, a new feed stream consisting of HFC-32 and HFC-125 is fed to a first distillation column operated to separate HFC-32 from HFC-125. This tower has 92 stages, including a condenser named stage 1, assuming operation at 100% efficiency. This tower is 60 inches in diameter. The new feed stream contains equal weights of HFC-32 and HFC-125 and is fed above stage 40 at -10C. The distillate from the second column, which is fed back to the first column as a recycle feed stream, also contains HFC-32 and HFC-125, and is also fed over stage 40 of the first column. The condenser is operating at 24.1 ° C, the reboiler is operating at 32.5 ° C, and the column is operating at a pressure of 225 psig. Next, the distillate from the first column is supplied as a feed to the second column. This second column has 92 stages, including a condenser named stage 1, assuming operation at 100% efficiency. This second tower is 87 inches in diameter. The feed stream is fed over stage 40. The condenser is operating at -46.0C, the reboiler is operating at -43.7C, and the tower is operating at 5 psig. The results of these distillations are shown in Table 24. This comparative example shows that even with an extremely large column with a large number of stages and an extremely high reflux ratio, the high separation efficiency of HFC-32 and HFC-125 cannot be obtained in a single column. Show. Separation efficiency in a single column is limited by the presence of the HFC-125 / HFC-32 azeotrope. However, this comparative example shows that by distilling the azeotrope overhead, some portion of one of the two components is substantially separated from the other in a single column. Indeed, it shows how an azeotrope can be used. The use of an azeotropic or azeotrope-like composition to produce substantially pure HFC-125 and HFC-32 from a starting feed mixture of HFC-125 and HFC-32, respectively, involves the use of As shown in the distillation results, substantially pure HFC-125 and HFC-32 are obtained as bottoms streams from the first and second columns, respectively. This comparative example also changes the operating pressure of these columns such that the composition of the azeotrope and the top composition change, which in turn, either component is in excess with respect to said azeotrope By changing the pressure and thus enabling each of the component separation and recovery from the other, ie, by indicating the use of pressure swing distillation to separate the two components, the initial HFC-32 / HFC It also shows how to achieve a high degree of separation of the two components from the 125 feed stream. Example 11 In this example, a first distillation column having 62 stages, including a condenser named stage 1, assuming that a feed stream consisting of approximately equal weights of HFC-32 and HFC-125 is operated at 100% efficiency To supply. This tower is 19 inches in diameter. The tower is operated at 60 psig, the condenser is operated at -8.1 ° C, and the reboiler is operated at 50.1 ° C. The feed enters the column at −10 ° C. and is fed into the column on stage 38. Methylene chloride from the bottom of the second column is fed as extractant at -5 DEG C. over stage 12 into the first column. The bottoms stream from the first column is then fed to a second distillation column having 24 stages, including a condenser named stage 1, assuming operation at 100% efficiency. The second tower is 23 inches in diameter. The tower was operated at 70 psig and the condenser was at -9. It is operated at 9 ° C and the reboiler is operated at 100 ° C. The feed is fed into the column on stage 12. The reflux flow in this example is 2000 pph. The results of this distillation are shown in Table 25. Here, MeCl2 is methylene chloride. Here, MeCl2 is methylene chloride. In this example, the same high separation of both HFC-125 and HFC-32, which required two columns in Comparative Example 11, is obtained in this example in a single extractive distillation column. Separating the HFC-32 exiting the bottom of the first column from the methylene chloride extractant is easily accomplished by a second distillation. Combined, the twin columns in this example are required to obtain two separate and pure HFC-125 and HFC-32 product streams from the new HFC-125 / HFC-32 new feed stream. Has a significantly smaller diameter, fewer stages, and lower reflux flow than the twin columns required in Comparative Example 11. This translates into significantly lower investment and energy costs to perform the separation as compared to Comparative Example 11. The invention described above, exemplified by the above examples, can be practiced with any stream containing the subject components made by any method. However, the distillation method described above is particularly advantageous for removing CFC-115 from co-produced HFC-125 and HFC-32. For example, simultaneous supply of methylene chloride (HCC-30), HCFC-124 (chlorotetrafluoroethane) and hydrogen fluoride (HF) in the gas phase over a wide range of temperatures and feed ratios over a suitable chromium-containing catalyst. Or supplying methylene chloride, HCFC-123 (dichlorotetrafluoroethane) and hydrogen fluoride (HF) simultaneously can produce an off-gas stream comprising HFC-32, HFC-125 and CFC-115. . Other reaction off-gas components, such as methylene chloride (HCC-30), HCFC-31 (chlorofluoromethane), HCFC-123, HCFC-124, HCl, among others, may be distilled by any conventional means, for example, by distillation. And, in the case of methylene chloride, HCFC-31, HCFC-123, HCFC-124, can be recycled back to the reactor. If desired, residual acidity can be removed by any suitable method, for example, by washing with water and then drying over molecular sieves. The azeotropic distillation described above can then be used to reduce the CFC-115 content. Suitable catalysts are described in U.S. Pat. Nos. 4,155,881 or 5,334,787, or co-pending and commonly assigned U.S. patent applications, incorporated herein by reference for their disclosure. No. 08 / 146,334 (Patent Attorney Docket No. CR-9436). Other catalysts and fluorination methods for co-producing HFC-125 and HFC-32 are also suitable for the practice of the present invention. The following examples illustrate the results obtained by co-feeding HFC-32 and HFC-125 precursors with HF in a catalytic reactor under various reaction conditions. Example 12 The catalyst of US Pat. No. 5,334,787, incorporated herein by reference, was prepared as disclosed in that patent and pretreated with hydrogen fluoride (HF). A mixture comprising hydrogen fluoride, methylene chloride, and HCFC-124 was fed over the catalyst at atmospheric pressure and at the temperatures and contact times listed below in Table 26, with the results noted. In the preceding table, "contact time" is the contact time in the reactor, in seconds. “Temperature” is the temperature at which the reaction is taking place. "HF / total organics" is the molar feed ratio of HF / total organics to the reactor. "HF / HCC-30" is the molar feed ratio of HF / HCC-30 to the reactor. "HF / HCFC-124" is the molar feed ratio of HF / HCFC-124 to the reactor. "% 32" is the organic mole% HFC-32 in the reactor off-gas. "% 125" is the organic mole% HFC-125 in the reactor off-gas. "% 115" is the organic mole% CFC-115 in the reactor off-gas. This example shows how various HFC-32 and HFC-125 molar ratios and productivity can be obtained by adjusting the feed ratio and operating conditions. Example 13 The catalyst described in U.S. patent application Ser. No. 08 / 146,334 (Attorney Docket No. CR-9436) was prepared as disclosed in that patent application and hydrogen fluoride (HF) was used. ). A mixture comprising hydrogen fluoride, methylene chloride, and HCFC-124 was fed over the catalyst at atmospheric pressure, at the temperature and contact time listed below in Table 27, and the results as described in Table 27 I got In this table, "contact time" is the contact time in the reactor, in seconds. “Temperature” is the temperature at which the reaction is taking place. "HF / total organics" is the molar feed ratio of HF / total organics to the reactor. "% HCC-30" is the organic mole% HCC-30 in the feed stream to the reactor. "% HFC-32" is the organic mole% HFC-32 in the reactor off-gas. "% HFC-125" is the organic mole% HFC-125 in the reactor off-gas. This example shows how various HFC-32 and HFC-125 molar ratios and productivity can be obtained by adjusting the feed ratio and operating conditions. Generally, this chemistry, as set forth in Examples 12 and 13, can be operated at temperatures ranging from about 175 to 400 ° C, usually from about 250 to 300 ° C. This chemistry can also be operated by using a HF / total organic mole feed ratio of about 2/1 to 10/1, usually about 4/1 to 8/1, and at atmospheric pressure to 200 psig. Can drive. This chemistry can be used to obtain an off-gas composition comprising about 5 to 70 organic mole% HFC-125 and 5 to 70 organic mole% HFC-32. The catalyst of Example 13 is desirable for this chemistry because the catalyst of Example 13 is particularly resistant to deactivation in this chemistry, and the catalyst of Example 13 is preferred after a possible loss of activity. To continue playback. The catalyst of Example 13 was reactivated to reduce its initial activity, for example, by using the procedure set forth in US Pat. No. 4,155,881, which is incorporated herein by reference. It can be reactivated or, in some cases, obtained more activity than its initial activity.

───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，ＩＴ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ)，ＯＡ(ＢＦ，ＢＪ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＭＬ，ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＫＥ，ＬＳ，ＭＷ，ＳＤ，ＳＺ，ＵＧ)，ＵＡ(ＡＭ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ，ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ，ＴＭ)，ＡＬ，ＡＭ，ＡＴ，ＡＵ，ＡＺ，ＢＢ，ＢＧ，ＢＲ，ＢＹ，ＣＡ，ＣＨ，ＣＮ，ＣＺ，ＤＥ，ＤＫ，ＥＥ，ＥＳ，ＦＩ，ＧＢ，ＧＥ，ＨＵ，ＩＬ，ＩＳ，ＪＰ，ＫＥ，ＫＧ，ＫＰ，ＫＲ，ＫＺ，ＬＫ，ＬＲ，ＬＳ，ＬＴ，ＬＵ，ＬＶ，ＭＤ，ＭＧ，ＭＫ，ＭＮ，ＭＷ，ＭＸ，ＮＯ，ＮＺ，ＰＬ，ＰＴ，ＲＯ，ＲＵ，ＳＤ，ＳＥ，ＳＧ，ＳＩ，ＳＫ，ＴＪ，ＴＭ，ＴＲ，ＴＴ，ＵＡ，ＵＧ，ＵＳ，ＵＺ，ＶＮ (72)発明者ナツパ，マリオ・ジヨセフアメリカ合衆国デラウエア州19711−3435 ニユーアーク・オークリツジコート３ (72)発明者キヤシー，マーク・アンドリユーアメリカ合衆国デラウエア州19711−3413 ニユーアーク・サンコート125────────────────────────────────────────────────── ─── Continuation of front page (81) Designated countries EP (AT, BE, CH, DE, DK, ES, FI, FR, GB, GR, IE, IT, L U, MC, NL, PT, SE), OA (BF, BJ, CF) , CG, CI, CM, GA, GN, ML, MR, NE, SN, TD, TG), AP (KE, LS, MW, SD, S Z, UG), UA (AM, AZ, BY, KG, KZ, MD , RU, TJ, TM), AL, AM, AT, AU, AZ , BB, BG, BR, BY, CA, CH, CN, CZ, DE, DK, EE, ES, FI, GB, GE, HU, I L, IS, JP, KE, KG, KP, KR, KZ, LK , LR, LS, LT, LU, LV, MD, MG, MK, MN, MW, MX, NO, NZ, PL, PT, RO, R U, SD, SE, SG, SI, SK, TJ, TM, TR , TT, UA, UG, US, UZ, VN (72) Inventor Natsupa, Mario Jyosef 1911-3435, Delaware, United States Newark Oak Court Coat 3 (72) Inventor Kyass, Mark Andreu 1911-3413, Delaware, United States Newark Suncourt 125

Claims

[Claims] 1. Chloropentafluoroethane and pentafluoro by azeotropic distillation For separating chloropentafluoroethane from a first mixture comprising ethane Chloropentafluoroethane and an azeotropic or azeotropic mixture An amount of difluoromethane that meets or exceeds an amount sufficient to form Adding to the mixture, thereby producing a second mixture, the column in the distillation column Distillation under conditions sufficient to form an azeotropic or azeotropic mixture as the top Pentafluoroethane of the second mixture by distilling the second mixture in a column Separating chloropentafluoroethane from the bottom of the distillation column. Recovering a third mixture comprising pentafluoroethane with difluoromethane A method comprising the steps of: 2. Presence of catalysts for pentafluoroethane and difluoromethane precursors During reaction with HF containing pentafluoroethane and difluoromethane. Chloropentafluoride as a top product stream in a distillation column. Under conditions sufficient to form an azeotrope of roethane and difluoromethane Comprising pentafluoroethane and difluoromethane by distillation Separating chloropentafluoroethane from the mixture and the bottom of the distillation column Recovering a mixture comprising pentafluoroethane and difluoromethane from water Thereby substantially eliminating chloropentafluoroethane. A method for producing ethane. 3. Chloropentafluoroethane, pentafluoroethane, HCl, And optionally difluoromethane from the first mixture comprising difluoromethane. A method for separating pentafluoroethane, comprising first mixing difluoromethane. Feeding the mixture, thereby producing a second mixture, steaming the second mixture. Introducing into the distillation column, less from the second mixture as overhead product from the distillation column Separating at least some chloropentafluoroethane and HCl, Comprises difluoromethane and pentafluoroethane from the bottom of the distillation column Recovering the third mixture. 4. A fibrous material comprising pentafluoroethane, HF and optionally difluoromethane Method for separating difluoromethane and pentafluoroethane from a mixture Supplying difluoromethane to the first mixture, thereby forming the second mixture. Forming, introducing the second mixture into the distillation column, At least a portion of difluoromethane and pentane from the second mixture as overhead products Separating fluoroethane and recovering HF from the bottom of the distillation column A method comprising steps. 5. First mixture by using an extractant comprising methylene chloride For separating HFC-32 and HFC-125 from each other, wherein the extractant To the first mixture to form a second mixture, the extractive distillation zone of the distillation column. Extraction and distillation of the second mixture in the And HFC-125 are separated and thereby HFC-1 is obtained as the top product of the column. 25 and recovering HFC-32 from the bottom of the column.